Введение

колонна жидкость пара тепловой

Ректификация - массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки), аналогичными используемым в процессе абсорбции. Поэтому методы подхода к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имеют много общего.

Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор оптимальной конструкции тарелки. При этом наряду с общими требованиями (высокая интенсивность единицы объема аппарата, его стоимость и др.) ряд требований может определяться спецификой производства: большим интервалом устойчивой работы при изменении нагрузок по фазам, способностью тарелок работать в среде загрязненных жидкостей, возможностью защиты от коррозии. Зачастую эти качества становятся превалирующими, определяющими пригодность той или иной конструкции для использования в каждом конкретном процессе.

Расчет ректификационной колоны сводится к определению ее основных параметров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который в свою очередь, зависит, от скорости и физических свойств фаз, а так же от типа и размеров тарелок.

При расчете процессов ректификации составы жидкостей обычно задаются в массовых долях или процентах, а для практического расчета удобнее пользоваться составами жидкостей и пара, выраженными в мольных долях или процентах.

Ситчатые тарелки имеют достаточно высокую эффективность, низкое сопротивление и малую металлоемкость. Они применяются преимущественно в колоннах для обработки чистых жидкостей при атмосферном давлении и вакууме.

1. Схема ректификационной установки

Рис. 1 Принципиальная схема ректификационной установки

Описание ректификационной установки

Принципиальная схема ректификационной установки представлена на рис.6. Исходная смесь из промежуточной емкости 9 центробежным насосом 10 подается в теплообменник 5, где подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 1 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси Х_F.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 2. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка Xw, 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) состав ХР, которая получается в дефлегматоре 3 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Затем жидкость направляется в делитель флегмы 4. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 6, и направляется в сборник дистиллята 11 при помощи насоса 10.

Из кубовой части колонны насосом 10 непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в холодильнике остатка 7 и направляется в емкость 8. Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравномерный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят с высоким содержанием легколетучего компонента и кубовой остаток, обогащенный труднолетучим компонентом.

Расчет ректификационной колоны сводится к определению ее основных параметров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который в свою очередь, зависит, от скорости и физических свойств фаз, а так же от типа и размеров тарелок.

Исходные данные: x_d= 95 %;x_f = 20 %; x_w= 8 %; G_D = 0,5 кг/с.

2. Технологический расчет

2.1 Материальный баланс

Уравнения материального баланса ректификационной колонны непрерывного действия, учитывающее количество поступающих и уходящих потоков, имеет следующий вид:

G_F = G_D +G_W (1)

где G_F - количество поступающей на разделение смеси, кг/с;

G_D - массовый расход дистиллята, кг/с;

G_W - массовый расход кубового остатка, кг/с;

G_F•Х_F = G_D•Х_D +G_W•Х_W (2)

где Х_D - концентрация низкокипящего компонента в дистилляте, массовые доли;

Х_W - концентрация низкокипящего компонента в кубовом остатке, массовые доли;

Х_F - концентрация низкокипящего компонента в исходной смеси, массовые доли.

Переведем мольные доли в массовые:

Содержание низкокипящего компонента в питании вычисляют по формуле:

(3)

где Х_F - концентрация низкокипящего компонента в питании, мольные доли;

М_в - мольная масса низкокипящего компонента, кг/моль;

М_укс - мольная масса высококипящего компонента, кг/моль;

М_укс = 60 кг/кмоль;

М_в = 18 кг/кмоль;

= 0,07

Содержание низкокипящего компонента в дистилляте вычисляют по формуле:

= 0,85 (4)

где Х_D - концентрация низкокипящего компонента в дистилляте, мольные доли

Содержание низкокипящего компонента в кубовом остатке вычисляют по формуле:

(5)

= 0,025

где Х_W - концентрация низкокипящего компонента в кубовом остатке, мольные доли.

Для того, чтобы найти массовый расход питания Х_А и массовый расход кубового остатка Х_W подставим исходные данные в уравнение (1) и в уравнение (2). Затем решим эти уравнения совместно.

G_F = 0,5 + G_W

0,5 • 0,85 + G_W • 0,025 = G_F • 0,07

G_F = 8,7 кг/с

G_W = 8,7 ? 0,5 = 8,2 кг/с

Таблица 1

Равновесные составы жидкостей (х) и пара (у) в мол % и температуре кипения (t) єС двойных смесей при 700мм рт.ст

По имеющимся данным о равновесии между жидкостью и паром строим изобары температур кипения и конденсации смеси t=f(x,y) и линию равновесия на диаграмме y=f(x).

Рис. 2 Кривая равновесия в координатах для системы уксусная кислота - вода

2.2 Расчет флегмового числа

Минимальное флегмовое число при условии, когда кривая равновесия выпуклая и не имеет впадин, можно рассчитать по формуле:

, (6)

где - мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесным с исходной смесью, определяется по диаграмме x-y.

Определим содержание уксусная кислота в паре, равновесном с жидкостью питания у_F*, по кривой равновесия, представленной на рис. 2.

У_F*= 0,30

Подставим в уравнение (6) все необходимые данные и найдем минимальное число флегмы R_min

Оптимальное флегмовое число найдем из условия получения минимального объема колонны, пропорционального произведению n_т(R+1), где n_т - число ступеней изменения концентрации (теоретическое число тарелок).

Расчет оптимального флегмового числа выполняем следующим образом:

а) задаемся рядом значений коэффициента избытка флегмы в в пределах от 1,1 до 5,0; определяем рабочее флегмовое число и величину отрезка

;

б) откладываем отрезок В на оси ординат и проводим линии рабочих концентраций верхней и нижней частей колонны (прямые АВ₁ и С₁Д, АВ₂ и С₂Д и т.д.);

в) между равновесной и рабочими линиями в пределах концентраций x_W и x_D строим ступени, каждая из которых соответствует теоретической тарелке;

г) при каждом значении в определяем число теоретических тарелок n_т и величину произведения n_т(R+1). Результаты расчета сводим в таблицу 2.

Таблица 2

Данные для расчета оптимального флегмового числа

д) по данным таблицы 2 строим график зависимости n_т(R+1)=f(R) (рисунок 3) и находим минимальное значение величины n_т(R+1). Ему соответствует флегмовое число R = 4,83.

Рисунок 3 график зависимости n_т(R+1)=f(R)

Эту величину и принимаем в дальнейших расчетах за оптимальное рабочее число флегмы. Число ступеней изменения концентраций (число теоретических тарелок) при этом равно 54.

Относительный мольный расход питания определяется по уравнению:

(7)

Уравнения рабочих линий

А) в верхней (укрепляющей) части колонны

где R - флегмовое число

Б) в нижней (исчерпывающей) части колонны

X_w

где R - флегмовое число

F - относительный мольный расход питания

2.3 Определение средних концентраций низкокипящего компонента в жидкости и паре, определение средних температур жидкости и пара по высоте колонны

По данным таблицы 1строим диаграмму t-x,y.

Рисунок 4 Диаграмма t-x,y для определения состава равновесия пара в зависимости от температуры

По диаграмме, представленной на рисунке 4, определяем средние температуры:

А) y_{cpв =} 0.9397 t_cp = 100.1 ^oC

Б) y_{cpн =} 0.7346 t_cp = 102.3 ^oC

Зная средние мольные, определяем массы и плотности пара:

M'_cpв= кг/кмоль

M'_cpн= кг/кмоль

M'_в и M'_н средние мольные массы пара в верхней и нижней части колонны соответственно;

с_ув и с_ун плотности пара в в верхней и нижней части колонны соответственно.

Температура в верхней части колонны при Х_срв =0.9831 равна 100.01°С, а в нижней при X_срн = 0.77795 равна 101.5°С. Отсюда t _ср = 100.9755°С. Эти данные определены по диаграмме t-х,у, представленной на рисунке 2.

Плотность воды при t = 100 °С с_в=958 кг/м³, а уксусной кислоты при с_укс= 958 кг/м³.

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне: .

2.4 Определение скорости пара и диаметра в колонне

Определяем скорость пара в колонне по уравнению:

Диаметр ректификационной колонны рассчитываем по формуле:

м

Берем диаметр колонны D = 2600 мм.

Тогда скорость пара в колонне будет равна:

2.5 Определение высоты колонны

Высоту колонны определим графо-аналитическим методом, т.е. последовательно рассчитываем коэффициенты массоотдачи, массопередачи, коэффициенты полезного действия тарелок; строим кинетическую кривую и определяем число действительных тарелок.

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе рассчитывают по формуле:

,

где D_п - коэффициент диффузии паров уксусной кислоты в парах воды, рассчитывается по формуле:

,

где Т - температура, К; р - абсолютное давление, кгс/см²; М_А, М_В - мольные массы пара уксусной кислоты и воды; v_А, v_В - мольные объемы уксусной кислоты и воды, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав пара;

Re - критерий Рейнольдса для паровой фазы

,

где м_п - коэффициент динамической вязкости пара, Па с

,

где М_ср.п, М_А, М_В- мольные массы пара и отдельных компонентов, кг/кмоль; м_ср.п,м_А, м_В - соответствующие им динамические коэффициенты вязкости; y_А, y_В - объемные доли компонентов смеси.

Коэффициент диффузии паров уксусной кислоты в парах воды, м/с²:

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Коэффициент динамической вязкости паров уксусной кислоты и воды, Па с:

а) в верхней части колонны при температуре t = 100,1єС

м_А= 0,00867мПа?с, м_В= 0,00891мПа?с

;

б) в нижней части колонны при t = 101,5 єС

м_А= 0,00872мПа?с, м_В= 0,01004мПа?с;

.

Критерий Рейнольдса для паровой фазы:

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе, кмоль/(м²с):

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:

гдеD_ж - коэффициент диффузии в жидкости, м²/с; М_ж.ср. - средняя мольная масса жидкости в колоне, кг/кмоль

Pr'_ж - диффузионный критерий Прандля

Коэффициент диффузии пара в жидкости D_t связан с коэффициентом диффузии D₂₀ следующей приближенной зависимостью:

;

где b - температурный коэффициент. Определяется по формуле:

где м_ж - динамический коэффициент вязкости жидкости при 20єС, мПа?с; с - плотность жидкости, кг/м³.

Коэффициент диффузии в жидкости при 20єС можно вычислить по приближенной формуле:

где м_ж- динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа?с; н_А, н_В - мольные объемы уксусной кислоты и воды;А и В - коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя; М_А, М_В - мольные массы растворенного вещества и растворителя.

Динамический коэффициент вязкости жидкости:

гдем_А, м_В - коэффициенты динамической вязкости ацетона и этанола при соответствующей температуре.

Коэффициент динамической вязкости жидкости, Па с:

а) в верхней части колонны при температуре t=100,01єС

м_у= 0,3205мПа?с, м_В= 0,3799мПа?с

;

б) в нижней части колонны при температуре t = 101,5єС

м_А= 0,29мПа?с, м_В= 0,357мПа?с

.

Коэффициент диффузии уксусной кислоты в воде при 20єС, м²/с:

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Плотности и динамические коэффициенты вязкости уксусной кислоты и воды близки, следовательно, температурный коэффициент можно принять одинаковым и равным b=0,004.

Критерий Прандля

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Средняя мольная масса жидкости в колонне, кг/кмоль:

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Определяем коэффициент массоотдачи, кмоль/(м²·с):

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Коэффициенты массопередачи определяем по уравнению:

где m - тангенс угла наклона линии равновесия на рабочем участке.

Для определения угла наклона разбиваем ось х на участки и для каждого из них находим среднее значение тангенса как отношение разности ординат (у^*-у) к разности абсцисс (х-х^*), т.е.

.

Подставляем найденные значения коэффициентов массоотдачи в_п и в_ж и тангенсов углов линии равновесия в уравнение, находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от x_W до x_D.

Полученные значения K_y используем для определения числа единиц переноса n_у в паровой фазе:

где ц - отношение рабочей площади к свободному сечению колонны, равному 0,8.

Допуская полное перемешивание жидкости на тарелке, имеем:

или ,

где з=АВ/АС - коэффициент обогащения тарелки или так называемый КПД тарелки.

Результаты приведенных выше расчетов, начиная с тангенса угла наклона, сводим в таблицу 3.

Таблица 3

Параметры, необходимые для построения кинетической кривой

Построение кинетической кривой.

Между кривой равновесия и линиями рабочих концентраций в соответствии с табличными значениями х проводим ряд прямых, параллельных оси ординат (рис. 5).

Измеряем полученные отрезки А₁С₁, А₂С₂ и т. д. Определяем величину отрезков А₁В₁, А₂В₂ и т. д. Через найденные для каждого значения х точки В проводим кинетическую кривую, отображающую степень приближений фаз на тарелках равновесию.

Число реальных тарелок n_Д находим путем построения ступенчатой линии между кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от x_D до x_W. Получаем 24 тарелки, (из которых - 11 в верхней части колонны, 13 - в нижней), которые и обеспечивают разделение смеси в заданных пределах изменения концентраций. Исходная смесь должна подаваться на 11 тарелку сверху.

Высота тарельчатой колонны, м:

.

Общая высота колонны, м:

.

где h_сеп - расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны,(высота сепарационного пространства), принимаем 1м; h_куб - расстояние между нижней тарелкой и днищем колонны, (высота кубовой части), принимаем 2м (Приложение А6 [1]).

3. Гидравлический расчет колонны

Для клапанных тарелок величину общего сопротивления ДР, Па, можно определить по уравнению

где ж - коэффициент сопротивления тарелки: для клапанных тарелок ж=3,63; щ_оп - скорость пара в рабочем сечении колонны, м/с.

Скорость пара в отверстиях тарелки при

= = 7,57 м/с.

Коэффициент сопротивления неорошаемых клапанных тарелок = 1,75. Тогда гидравлическое сопротивление сухой тарелки рассчитывается по формуле:

= = 1,75 = 66 Па. (9)

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

= = 6,2 Па. (10)

Периметр сливной перегородки П = 1,13 м [ОСТ 26-01-108-85]. Принимаем отношение плотности парожидкостного слоя (пены) на тарелке к плотности жидкости = 0,5.

Средний объемный расход флегмы в верхней части колонны:

V = = = 0,0019 м/ч. (11)

Высота слоя над сливной перегородкой:

= = = 0,016 м. (12)

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

h = h+h = 0,04+0,016 = 0,056 м. (13)

Сопротивление парожидкостного слоя:

= = = 293,3 Па.(14)

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

= ++ = 82+6,2+293,3 = 381,5 Па. (15)

Расчет нижней части колонны проводится аналогично расчету верхней части колонны:

= = 10,7 м/с;

= = 104,2 Па;

= = 22,0 Па.

= = 0,0052 м/с;

= = 0,03 м;

= 0,04+0,03 = 0,07 м;

= = 415,9 Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

= 104,2+22,0+415,9 = 542,1 Па.

Проверим, соблюдается ли при h=0,4 м необходимое условие для нормальной работы тарелок по формуле:

h1,8; (16)

для тарелок верхней части колонны:

0,4 = 0,09 м;

для тарелок нижней части колонны:

0,4 = 0,11 м.

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается, и расстояние между тарелками h = 0,4 м обеспечивает нормальную работу переливных устройств.

4. Тепловой расчет ректификационной колонны

Расход теплоты, получаемой жидкостью от конденсирующего пара в кубе-испарителе колонны.

Q_K= Q_d+ G_dс_dt_d+ G_wс_wt_w - G_fс_ft_f+Q_пот,

где Q_d- расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт; Q_пот - тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт; с_f,с_d,с_w - теплоёмкости исходной смеси, дистиллята, кубовой жидкости, соответственно, Дж/кгК.

Значения теплоёмкостей, необходимые для расчета, находим по формуле:

с_f = с_А· _f + с_В· (1-_f),

где: с_А, с_В- теплоемкости уксусной кислоты и воды, определенные при t_f=88 єС (с. 562 [2]);

с_w = с_б· _w + с_т· (1-_w),

где: с_А, с_В- теплоемкости уксусной кислоты и воды, определенные при t_w=97 єС (с. 562 [2]);

с_d = с_б· _d + с_т· (1-_d),

где: с_А, с_В- теплоемкости ацетона и этанола, определенные при t_d=69 єС(с. 562 [2]).

Теплоемкости смесей,Дж/(кг К):

с_f = 2,85·10³ · 0,1 + 4,19· 10³ (1- 0,1) = 4056;

с_w =2,74 · 10³· 0,7 + 4,19 · 10³ (1 - 0,7) = 1531;

с_d = 2,91 · 10³·0,02 + 4,6 · 10³ (1 - 0,02) = 4566.

Расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт:

Q_d = G_d (R + 1)r_d,

где r_d- удельная теплота конденсации дистиллята, кДж/кг, определяется по формуле

,

где r_А, r_В - удельная теплота конденсации ацетона и этанола при t_d=69 єС (с. 541 [2]).

Q_d= 0,18 (4,31 + 1)· 460,58· 10³ = 13,96· 10⁵.

Тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт:

Q_пот= б · F_н (t_ст.н - t_возд),

где t_ст.н - температура наружной поверхности стенки колонны, принимаем t_ст.н= 40°С; t_возд - температура воздуха в помещении, t_возд= 20°С;

б - суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучением, Вт/(м²·К), определяется по формуле:

б =9,3+0,058 t_ст.н = 9,3+0,058·40 = 11,62.

F_н - наружная поверхность изоляции колонны, м², определяем ее по формуле:

F_н = р·D·H + 2·0,785·D² = 3,14·0,5·9,9 + 2·0,785·0,5² = 15,94.

Потери тепла в окружающую среду, кВт:

Q_пот = 11,62 · 15,94(40 - 20) = 3698,08.

Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь, Вт:

.

Расход греющего пара в кубе колонны, кг/с, (давление p_абс=6,303 ат, влажность 5%):

,

где r_гр.п. = 2089 ·10³ Дж/кг - удельная теплота парообразования (с. 549 [2]);

х - степень сухости.

Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20 °С, кг/с:

.

Расход воды в холодильнике дистиллята при нагревании ее на 20 °С, кг/с:

.

Расход воды в холодильнике кубового остатка при нагревании ее на 20 °С, кг/с:

.

Общий расход воды в ректификационной установке,кг/с:

G_B = G'_B + G''_B + G'''_B=16,66+0,128+4,82=21,608.

4.1 Расчет тепловой изоляции колонны

В качестве изоляции берем асбест (л_из=0,151 Вт/м?К). Исходя из упрощенного соотношения (для плоской стенки) имеем:

,

где-толщина изоляции, м; -температура внутренней поверхности изоляции, принимаем ее ориентировочно на 10-20⁰С ниже средней температуры в колонне .

Определяем толщину изоляции, мм:

Проверяем температуру внутренней поверхности изоляции, ⁰С:

;

расхождение: 84-83,94=0,06 ⁰С<1°С.

5. Расчет вспомогательного оборудования

5.1 Кипятильник (куб - испаритель)

Рассчитаем среднюю температуру смеси:

t₂ = 0,5•(37+100) = 68,5°C

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

c₂ = 3222,2 Дж/кг·К - теплоемкость

с₂ = 986,2 кг/м³- плотность

м₂ = 0,000531 Па·с - вязкость

л₂ = 0,413 Вт/м·К - теплопроводность

Pr₂ = 6,5

Для подогрева использовать насыщенный водяной пар давлением 0,4 Мпа. Температура конденсации t₁ = 143,62°C.

При этой температуре конденсат имеет следующие характеристики:

r₁ = 2133800 Дж кг - удельная массовая теплота испарения (конденсации)

с₁ = 924,1 кг/м³- плотность

м₁ = 0,000186 Па·с - вязкость

л₁ = 0,686 Вт/м·К - теплопроводность

Pr₁=1,17

Рассчитаем тепловую нагрузку аппарата:

Q = 1,05·G₂·c₂·( t_2к - t_2н) = 1,05·0,5·3222,2· (100-37) = 562712,12 Вт

Рассчитаем расход пара для подогрева исходной смеси:

Рассчитаем среднюю разность температур:

Примем коэффициент теплопередачи равной K_ор= 1000 Вт м²•К.

Рассчитаем площадь поверхности передающей тепло:

пластины f = 0,2 м²; число пластин N = 34.

Определим запас площади теплообменника:

Д = (F-F_ор)·100/ F_ор= (6,3-5,32)·100/5,32=18,4%

Таким образом, выбранный теплообменник подходит с запасом 18,4%

Выбор конструкции.

Кипятильники ректификационных колонн непрерывного действия по устройству сходны с кипятильниками выпарных аппаратов. При небольших поверхностях теплообмена куб колонны обогревается змеевиком или горизонтальной трубчаткой, пересекающей нижнюю часть колонны; при этом греющий пар пропускается по трубам.

При больших поверхностях теплообмена применяют выносные кипятильники, которые устанавливают ниже колонны с тем, чтобы обеспечить естественную циркуляцию жидкости.

Определяем ориентировочно максимальную величину площади теплообмена. По (табл. 4.8 стр. 172 [2]) для данного случая теплообмена (от конденсирующегося водяного пара к кипящей жидкости) принимаем значение минимального коэффициента теплопередачи К_min=300Вт/м²К.

Тогда максимальная поверхность теплообмена, м²:

Предварительно выбираем для расчета выносной кипятильник кожухотрубчатый теплообменник с трубами диаметром 25Ч2 мм, длина труб 4,0 м. (стр. 533 [2]).

5.1.1 Определение коэффициента теплопередачи

Принимаем среднее значение тепловой проводимости загрязнений стенок со стороны конденсирующегося водяного пара , со стороны кубового остатка .

Теплопроводность стали л=46,5Вт/м?К.

Таким образом, термическое сопротивление стенки и ее загрязнений равно:

.

Коэффициент теплопередачи, Вт/(м²К), со стороны конденсирующегося водяного пара определяем по формуле:

,

где л-коэффициент теплопроводности конденсата, Вт/м?К;Н-высота кипятильных труб, м;p -плотность конденсата, кг/м³; r-удельная теплота конденсации греющего пара, Дж/кг; м-динамический коэффициент вязкости конденсата, Па*с.

Значение коэффициентов теплопроводности, динамической вязкости, плотности определяем по (табл. XXXIXстр. 537 [2]).

.

Коэффициент теплоотдачи, Вт/м² К, для кипящей уксусной кислоты находим по формуле:

,

где - коэффициенттеплопроводности кипящей уксусной кислоты при t_W=97 ⁰С (стр. 561 [2]); - плотность кипящей уксусной кислоты (стр. 512 [2]); - динамической коэффициент вязкости кипящей уксусной кислоты при t_W=97 ⁰С (стр. 556 [2]); - поверхностное натяжение уксусной кислоты (стр. 526 [2]).

Коэффициент b определяется по формуле:

,

где с - плотность паров, кг/м³, при t_W=97 ⁰С рассчитывается по формуле:

,

где с₀ - плотность паров этанола при нормальных условиях,равна ,

где М - мольная масса воды; Т₀ - температура при нормальных условиях, К; Т - температура кипения этанола, К; Р, Р₀ - давление в кипятильнике при рабочих и нормальных условиях.

.

.

Коэффициент теплопередачи для кипящей уксусной кислоты равен:

;

.

Коэффициент теплопередачи:

.

Удельная тепловая нагрузка

.

Откуда

.

Это уравнение решаем графически, задаваясь значениями q(рис 1,2), у- левая часть уравнения.

при q=50000 Вт/м2 у = 2,3

при q=53000 Вт/м2 у = -1,15

при у=0 находим q=52000 Вт/м2

Рисунок 2.1 Графическое определение удельного расхода тепла

Коэффициент теплопередачи, Вт/м²К:

.

Площадь поверхности теплообмена, м²:

.

С запасом 15-20% принимаем по каталогу (стр.533 [2]) одноходовой теплообменник.

Характеристика теплообменника

Поверхность теплообмена…………………………………………244м²;

Диаметр кожуха…………………………………............................800мм;

Диаметр труб……………………………………………………….252мм;

Длина труб……………………………………………………………….4м;

Количество труб………………………………….................................783.

Расчеты остальных теплообменников выполняются. Задаваясь ориентировочными значениями коэффициентов теплопередачи [2].

5.2 Дефлегматор

Удельная теплота конденсации смеси r₁= 611700 Дж/кг,

температура конденсации t_k = 100°С.

Физико-химические свойства конденсата при температуре конденсации:

₁ = 0,681 Вт/м·К;

₁ = 958 кгм³;

₁ = 0,000284 Па·с.

Тепло конденсации отводить водой с начальной температурой t_2н= 17°С.

Примем температуру воды на выходе из конденсатора t_2к= 42°С.

1. Рассчитаем среднюю температуру воды:

t₂ = 0,5·(17+42) = 29,5°C

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

c₂ = 4183,8 Дж/кг·К

с₂ = 995,15 кг/м³- плотность

м₂ = 0,000811 Па·с - вязкость

л₂ = 0,614 Вт/м·К - теплопроводность

Pr₂ = 5,5

2. Рассчитаем тепловую нагрузку аппарата:

Q = G₁·r₁ = 0,6·611700 = 367020 Вт

3. Рассчитаем расход воды:

4. Рассчитаем среднюю разность температур:

Примем K_ор= 600 Втм²·К.

5. Рассчитаем ориентировочное значение требуемой поверхности теплообмена:

6. Задаваясь числом Re₂= 15000, определим соотношение n /z для конденсатора из труб диаметром d_н= 202 мм:

где n - общее число труб;

z - число ходов по трубному пространству:

d - внутренний диаметр труб, м.

В соответствии с табличными значениями соотношение n /z принимает наиболее близкое к заданному значению у конденсаторов с диаметром кожуха D = 400 мм, диаметром труб 202 мм, числом ходов z = 2 и общим числом труб n = 166.

N /z = 166 2 = 83.

Наиболее близкую к ориентировочной поверхность теплопередачи имеет нормализованный аппарат с длиной труб

L = 3 м; F = 31 м².

7. Рассчитаем действительное число Re₂:

8. Определим коэффициент теплоотдачи к воде:

,

Вт/м²•К;

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

Вт/м²·К;

10. Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали равна:

11. Коэффициент теплопередачи:

12. Требуемая поверхность теплопередачи:

Конденсатор с длиной труб 2м и поверхностью 11 м² подходит с запасом:

5.3 Холодильник для дистиллята

В холодильнике происходит охлаждение дистиллята до температуры конденсации до 30⁰С.

69 ⁰С 30⁰С

38⁰С 18⁰С

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей уксусной кислотой от дистиллята в дефлегматоре пара, Вт:

.

Принимаем К=300Вт/м²?К.

Поверхность теплообмена холодильника дистиллята находим из основного уравнения теплопередачи, м²:

.

C запасом принимаем одноходовой теплообменник с поверхностью F=2 м² (табл. 2, с 215 [2]).

Характеристика теплообменника

Поверхность теплообмена…………………………………………….2м²;

Диаметр кожуха наружный……………………………………......159мм;

Диаметр труб……………………………………………………...252мм;

Длина труб………………………………………………………............2м;

Количество труб……………………………………................................13.

5.4 Холодильник для кубового остатка

В холодильнике кубового остатка происходит охлаждение кубовой жидкости от температуры кипения до 30⁰С.

101,5 ⁰С 30⁰С

38⁰С 18⁰С

.

Количество тепла, отнимаемого охлаждающего этанола от кубовой жидкости, Вт:

.

Принимаем К=250Вт/м²К.

Поверхность теплообмена холодильника кубовой жидкости, м²:

.

C запасом принимаем 2-хходовой теплообменник с поверхностью F=57 м² (табл. 2, с 215 [2]).

Характеристика теплообменника

Поверхность теплообмена…………………………………………57м²;

Диаметр кожуха……………………………………............................600м;

Диаметр труб……………………………………………………252мм;

Длина труб…………………………………………………………….3м;

Количество труб……………………………………..............................240.

5.5 Подогреватель

Служит для подогрева исходной смеси от t_н=18-20^оС до температуры t_F=88⁰C. Исходная смесь подогревается водяным насыщенным паром с температурой 160⁰С.

160 ⁰С 160 ⁰С

20⁰С 88 ⁰С

.

Принимаем К=120Вт/м²?К.

Поверхность теплообмена подогревателя находим из основного уравнения теплопередачи, м²:

C запасом принимаем шестиходовой теплообменник с поверхностью F=46м²(табл. 2, с 215 [2]).

Характеристика теплообменника

Поверхность теплообмена…………………………………….46м²;

Диаметр кожуха…………………………………….................600м;

Диаметр труб……………………………………………….252мм;

Длина труб……………………………………………………..3м;

Количество труб……………………………………................196.

Заключение

В данном курсовом проекте приведен расчет ректификационной установки непрерывного действия для разделения смеси ацетон этанол. Рассчитаны геометрические параметры колонны, её гидравлические сопротивления и тепловые балансы. Также приведен расчет вспомогательного оборудования.

При расчете были получены следующие данные:

* диаметр колонны - 2600 мм;

* высота колонны - 9,9м;

* флегмовое число - 4,83;

* скорость пара в колонне - 1,647.

* число тарелок: всего - 54.

Список литературы

1. Расчет ректификационной колонны с различными контактными устройствами: Учебное пособие по курсу «Процессы и аппараты химических производств» / Т.В. Борисова, М.К. Шайхатдинова, С.М. Воронин. Красноярск: СибГТУ, 2001. 87 с.

2. 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 России П.Г. Романкова. 12 -е изд., стереотипное. Перепечатка с издания 1987г. М.: ООО ТИД «Альянс», 2005. 576 с.

3. Массообменные процессы: Учебное пособие по курсу «Процессы и аппараты химических производств» Ч.2 / Л.И. Ченцова и др. Под общ. ред. Левина Б.Д. Красноярск: СибГТУ, 2004. 237 с.

4. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по пректированию / 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. 496 с.

Размещено на Allbest.ru