Размещено на http://www.allbest.ru/

МИНИСТЕРСТВО ОБРАЗОВАНИЯ И НАУКИ РОССИЙСКОЙ ФЕДЕРАЦИИ

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение

высшего профессионального образования

«ТЮМЕНСКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ НЕФТЕГАЗОВЫЙ УНИВЕРСИТЕТ»

Технологический институт

Кафедра «Переработка нефти и газа»

Расчетно-пояснительная записка

к курсовому проекту

«Расчёт ректификационной колонны непрерывного действия для разделения бинарной смеси этиловый спирт - бутиловый спирт»

Выполнил: ст. гр. ХТТ-10-1

Мякишев. А.Н.

Проверил: к.т.н., доцент

Беев Э.А.

Тюмень 2013



Оглавление

Введение

1. Исходные данные

2. Технологический расчет

2.1 Материальный баланс колонны

2.3 Построение диаграмм фазового равновесия и кривых изобар

2.4 Определение флегмового числа и числа теоретических тарелок

2.5 Тепловой баланс колонны

2.6 Определение внутренних материальных потоков в ректификационной колонне.

3. Гидравлический расчёт колонны.

3.1 Выбор расстояния между тарелками

3.2 Определение диаметра колонны

3.3 Основные размеры тарелки

3.4 Диапазон устойчивой работы тарелки

3.5 Гидравлическое сопротивление тарелки

3.6 Определение межтарельчатого уноса жидкости

3.7 Расчёт переливного устройства

3.8 Определение числа реальных тарелок

3.9 Расчёт высоты колонны

3.10 Расчёт диаметра штуцеров

Список используемой литературы



Введение

Процесс ректификации предназначен для разделения жидких смесей на практически чистые компоненты или фракции, различающиеся температурой кипения.

Различают смеси из двух компонентов (бинарные), многокомпонентные и сложные (непрерывные). К сложным смесям относят нефть и фракции.

Физическая сущность процесса ректификации заключается в двухстороннем массо- и теплообмене между неравновесными потоками пара и жидкости при высокой турбулизации поверхности контактирующих фаз. В результате массообмена пар обогащается низкокипящими, а жидкость - высококипящими компонентами. При определенном числе контактов можно получить пары, состоящие в основном из низкокипящих, а жидкость из высококипящих компонентов.

Ректификация осуществляется, как и всякий диффузионный процесс, в противотоке пара и жидкости, что обеспечивает различие температур и неравновесность составов встречных потоков. Жидкое орошение при ректификации паров создается путем конденсации части парового пока в верхней части колонны, а паровое орошение при ректификации жидкости в путем испарения части жидкости в нижней части колонны.

Процессы ректификации осуществляются в аппаратах, технологическая схема которых зависит от назначения аппарата и давления в нем, а конструкция - от способа организации контакта фаз.

При ступенчатом осуществлении процесса ректификации в колонных аппаратах контакт пара и жидкости может происходить в противотоке (на тарелках провального типа), в перекрестном токе (на колпачковых тарелках), в прямотоке (струйные тарелки).

Если процесс ректификации осуществляется непрерывно во всем объеме колонного аппарата, то контакт пара и жидкости при движении обеих фаз может происходить в противотоке (на тарелках провального типа), в перекрестном токе (на колпачковых тарелках), в прямотоке (струйные тарелки).

Если процесс ректификации осуществляется непрерывно во всем объеме колонного аппарата, то контакт пара и жидкости при движении обеих фаз может происходить только в противотоке. Современные ректифицирующие аппараты можно классифицировать в зависимости от технологического назначения, давления и внутреннего устройства, обеспечивающего контакт между паром и жидкостью.

В настоящем курсовом проекте приведён расчёт полной ректификационной колонны для разделения бинарной смеси с тарельчатыми контактными устройствами.

Такая колонна имеет один сырьевой поток, два продуктовых потока, один теплоподвод и один теплосъём по концам аппарата.

Сырьё в виде пара, жидкости или парожидкостной смеси подаётся в среднюю часть колонны.

В работающей ректификационной колонне через каждую тарелку проходят четыре потока: жидкость - флегма, стекающая с вышележащей тарелки; пары, поступающие с нижележащей тарелки; жидкость - флегма, уходящая на нижележащую тарелку; пары, поднимающиеся на вышележащую тарелку.

Жидкий поток с вышележащей тарелки поступает в зону более высокой температуры, и поэтому из него испаряется некоторое количество низкокипящего компонента, в результате чего концентрация последнего в жидкости уменьшается. С другой стороны, паровой поток, поступающий с нижележащей тарелки, попадает в зону более низкой температуры, и часть высококипящего компонента из этого потока конденсируется, переходя в жидкость. Концентрация высококипящего компонента в парах, таким образом, понижается, а низкокипящего - повышается. В результате таких процессов однократного испарения и конденсации, происходящих на каждой тарелке ректификационной колонны, фракционный состав паров и жидкости по высоте колонны непрерывно изменяется.

Для нормальной работы ректификационной колонны необходимо, чтобы с верха колонны на нижележащие тарелки непрерывно стекала жидкость - флегма. Поэтому часть готового продукта - ректификата после конденсации возвращается на верхнюю тарелку колонны в виде так называемого орошения.

технологическая схема установки с полной ректификационной колонной должна иметь для создания жидкостного и парового орошения конденсатор и кипятильник (рис.1).



Размещено на http://www.allbest.ru/

Рис. 1. Технологическая схема установки с полной ректификационной колонной.

F - сырьё; D - дистиллят; R - остаток;

1 - ректификационная колонна; 2 - конденсатор - холодильник; 3 - ёмкость орошения; 4 - кипятильник.

1. Исходные данные

1. Сырьё (смесь): этиловый спирт - бутиловый спирт

2. Производительность: 18550 кг/ч;

3. Содержание НКК:

в сырье: ХL = 44 % масс;

в дистилляте: YD = 94 % масс;

в остатке: XW = 5 % масс;

4. Сырье подается с долей отгона е = 0,5

5. Давление верха колонны 780 мм рт. ст;

7. Тип тарелки: клапанная.

Целью расчёта колонны при заданной производительности и чёткости разделения является определение технологического режима, основных размеров аппарата и его внутренних устройств. Технологический режим колонны определяется рабочим давлением в аппарате, температурами всех внешних потоков, удельным расходом тепла на частичное испарение остатка, холода на конденсацию паров в верхней части колонны и флегмовым числом. Основными размерами аппарата являются его диаметр и высота, зависящие главным образом от типа контактных устройств и расстояния между ними.

При проведении расчёта колонны его условно разделяют на две части: технологическую, основным содержанием которой является определение технологического режима разделения, и гидравлическую, поскольку основные размеры аппарата определяются на основе гидравлических зависимостей взаимодействия двухфазных потоков пар - жидкость.



2. Технологический расчет

2.1 Материальный баланс колонны

Из уравнений материального баланса колонны по потокам и низкокипящему компоненту (НКК) определяются массовые расходы получаемых дистиллята D и кубового остатка W.

НКК - этиловый спирт.

;

где L = 14500 кг/час (5, 153 кг/с) - массовый расход сырья;

yD = 0,94; xW = 0,05; хL = 0,44 - массовые доли НКК соответственно в дистилляте, остатке и сырье.

кг/час (2,258 кг/с)

кг/час (2,895 кг/с)

2.2 Определение давления и температуры в колонне

Давление и температура являются основными параметрами технологического режима в ректификационной колонне. Чем выше принимаемое давление, тем больше должна быть и температура в колонне, так как с повышением давления увеличиваются температуры кипения и конденсации разделяемых смесей.

При давлении, равном 780 мм рт.ст. температура кипения этилового спирта будет равна 79,14оС, бутилового спирта - 118,59оС.

2.3 Построение диаграмм фазового равновесия и кривых изобар

В случае ректификации бинарных смесей для расчёта числа теоретических тарелок широко используется графический метод, известный в литературе как метод Мак - Кеба и Тиле (диаграмма y - x). Диаграмма кривых изобар позволяет легко определить температуры внешних потоков ректификационной колонны.

Кривые равновесия и изобары строятся в пределах температур кипения низкокипящего и высококипящего компонентов при принятом давлении в колонне.

Таблица 1.1.

Координаты кривых равновесия и изобар

Температура,	Давления насыщенных паров, мм рт.ст.	Мольная доля этилового спирта	Массовая доля этилового спирта
оС	Этиловый спирт	Бутиловый спирт	x'	y'	x	y
79	780	160	1	1	1	1
80	813	165	0,949	0,989	0,921	0,983
90	1187	255	0,563	0,857	0,445	0,789
100	1692	386	0,302	0,654	0,212	0,541
110	2458	610	0,092	0,290	0,059	0,202
118,59	2350	780	0,000	0,000	0,000	0,000

В качестве примера приведём расчёты при 80оС.

где Мэ.сп. =46; Мб.сп=74 - мольные массы этилового и бутилового спиртов.

Температура паров дистиллята с верхней тарелки tD=83oC определена из диаграммы t - x,y по верхней кривой (изобара пара), а температура жидкого остатка tW=111,5oC - по нижней кривой (изобара жидкости). Температура ввода сырья в колонну (tL) при известной доле отгона (е) можно определить при помощи графиков y - x и t - x,y. Для этого из точки В на диагонали диаграммы, абсцисса которой равна составу исходного сырья хL, проводим линию АВ, тангенс угла наклона которой равен

тарелка колонна ректификационный материальный

Точка пересечения этой линии с кривой равновесия фаз (т. А) определяет составы образовавшихся паровой (yo=0,78) и жидкой (хо=0,44) фаз в питательной секции колонны. Откладываем эти значения на графике изобар и определяем температуру ввода сырья tL= 90oC.

Примем для расчёта технологическую схему ректификации с острым орошением

В качестве хладоагента используем воду, максимальная температура которой 20оС. При разнице температур воды и продукта на холодном конце конденсатора - холодильника, составляющей 15оС, температура в ёмкости орошения, т.е. температура холодного орошения будет равна 35оС.



2.4 Определение флегмового числа и числа теоретических тарелок

Флегмовое число или отношение количества горячего орошения к количеству дистиллята, вместе с числом тарелок является основным параметром, определяющим заданное разделение в процессе ректификации.

При увеличении флегмового числа необходимое число тарелок уменьшается, и наоборот. Предельные значения флегмового числа (R=Rmin и R=?) определяют характерные условия разделения.

Минимальное флегмовое число при разделении бинарных смесей определяется по уравнению:



,

где уD - содержание НКК в дистилляте;

уо и хо - координаты точки пересечения линии питания с кривой равновесия фаз.

Оптимальное флегмовое число определяется техноэкономическим расчётом. Для приблизительной его оценки можно воспользоваться рекомендациями Джиллиленда

Тогда

Число теоретических тарелок находим графическим путём

Построение проводим следующим образом. Через точку С, лежащую на диагонали диаграммы у - х проводим рабочую линию верхней части колонны с тангенсом угла наклона

до пересечения с линией питания (точка D). Абсцисса точки С - xD соответствует составу дистиллята yD. Точку D соединяем с точкой Е, лежащей также на диагонали диаграммы и характеризующей состав остатка хw. DE - рабочая линия нижней части колонны. Далее, между равновесной кривой и ломаной линией СDE строим ступенчатую линию. Число теоретических тарелок будет равно числу ступеней изменения концентраций, вписанных между кривой равновесия и ломаной линией. В результате построения получено: вверху колонна имеет 3, а внизу 4 теоретических тарелок.

2.5 Тепловой баланс колонны

Тепловой баланс колонны составляется с целью определения необходимых затрат тепла и холода.

Уравнение теплового баланса для этого случая имеет следующий вид:

,

где L,D,W - массовые расходы сырья, дистиллята и остатка, кг/с;

rL - теплота испарения сырья, кДж/кг;

cL,cx,cW - удельные теплоемкости сырья, холодного орошения и остатка, кДж/кг•град;

tL,tx,tW - температуры ввода сырья, холодного орошения и остатка, оС;

В - тепло кипятильника, кВт;

d' - тепло отводимое в конденсаторе - холодильнике, кВт.

В случае холодного острого орошения, тепло, отводимое в конденсаторе - холодильнике определяется из уравнения теплового баланса верхней части колонны, включающей конденсатор - холодильник и верхнюю тарелку колонны, по уравнению:

,

где rD - теплота испарения (конденсации) паров верха колонны, кДж/кг;

сD - удельная теплоёмкость дистиллята при температуре конденсации tD, кДж/кг•град.

Необходимые для расчёта теплофизические свойства индивидуальных компонентов определяются по справочной литературе

В любом сечении колонны мы имеем смесь компонентов, теплофизические свойства которой зависят от состава смеси и её температуры и определяются по правилу аддитивности.

,

Теплофизические свойства этилового, бутилового спиртов и их смесей, необходимые для расчёта теплового баланса колонны, представлены в таблице 1.2

Таблица 1.2

Теплофизические свойства бензола, толуола и их смесей

Компонент	Удельная теплоёмкость жидкости, кДж/кг•град, при температуре, оС	Теплота испарения, кДж/кг, при температуре, оС
	35	83	90	111,5	83	90
Этиловый спирт	2,658	3,266	3,369	3,684	844,9	831,7
Бутиловый спирт	2,489	3,017	3,094	3,331	628,9	620,12
Среднее значение величины	2,648	3,251	3,215	3,349	831,94	713,215

Определим приход и расход тепла с материальными потоками.

кВт

кВт

кВт

Тепло, отводимое в конденсаторе - холодильнике

кВт

Количество тепла В, которое необходимо подвести в нижнюю часть колонны через кипятильник, определяется из уравнения общего теплового баланса процесса.

кВт

С учётом тепловых потерь в окружающую среду количество тепла, подводимого в нижнюю часть колонны увеличим на 10%, т.е. примем В=2298,6 кВт.

Результаты расчёта теплового баланса сведены в таблицу 1.3.

Таблица 1.3

Тепловой баланс колонны

Поток	Температура, оС	Расход, кг\с	Количество тепла, кВт
Приход С сырьём В кипятильнике	90 -	5,153 -	3328,58 2298,6
Итого	-	-	5627,18
Расход С дистиллятом С остатком В конденсаторе - холодильнике Потери	35 111,5 - -	2,258 2,895 - -	209,27 1081 4127,94 208,97
Итого	-	-	5627,18

Количество холодного орошения (Ох) определяется по уравнению:

,

где - тепло орошения, кВт;

- энтальпия пара, уходящего с верха колонны, кДж/кг;

- энтальпия холодного орошения, подаваемого на верхнюю тарелку, кДж/кг.

кг/с

В качестве теплоносителя в кипятильнике колонны принимаем насыщенный водяной пар с абсолютным давлением 3 атм. При этом давлении будет достаточный температурный напор (не менее 15-20 оС). Такой пар имеет температуру 132,9оС и теплоту конденсации 2171 кДж/кг/

Расход водяного пара на подогрев низа колонны определяется по уравнению:

;

где rВ.П - теплота конденсации водяного пара, кДж/кг;

з - коэффициент удержания тепла.

С учётом коэффициента удержания тепла (в среднем для теплообменников з= 0,95) получим:

кг/с

Расход воды в конденсаторе - холодильнике при разности температур охлаждающей воды на входе и выходе из конденсатора - холодильника ?t =20 оС определим из уравнения:

,

где сВ = 4,19 кДж/кг•град - удельная теплоёмкость воды.

кг/с

2.6 Определение внутренних материальных потоков в ректификационной колонне

Количество жидкости в верхней секции колонны определяется в зависимости от принятого флегмового числа

кг/с.

Расход пара в верхней секции колонны определяется как сумма количеств орошения и дистиллята

кг/с.

Объёмный расход пара рассчитывается по уравнению:

,

где Ро=760 мм рт.ст. - атмосферное давление;

Мср - средняя мольная масса смеси компонентов в паре при средней температуре рассматриваемой секции колонны.

Средняя температура верхней части колонны равна

оС.

При этой температуре содержание этилового спирта в паре составит 0,698 мольные доли (получено интерполяцией данных таблицы 1.1). Тогда



м3/с

Плотность паров

кг/м3

Плотность жидкости в любом сечении колонны определяется по уравнению:

В рассматриваемом сечении верхней части колонны при температуре 86,5оС хэ.сп.=0,612; хб.сп=0,388 (получено интерполяцией данных таблицы 1.1).

сэ.сп.= 728,8 кг/м3; сб.сп=761,1 кг/м3.

Тогда кг/м3.

Объёмный расход жидкости:

м3/с;

Аналогичные расчёты проведём для отгонной части колонны.

Массовый расход жидкой фазы:

кг/с

Массовый расход паровой фазы:

кг/с

оС

При этой температуре содержание этилового спирта в паре составит 0,286 мольные доли (получено интерполяцией данных таблицы 1.1). Тогда

Объёмный расход пара м3/с,

Плотность паров кг/м3.

В рассматриваемом сечении нижней части колонны при температуре 100,75оС хэ.сп.=0,2; хб.сп=0,8 (получено интерполяцией данных таблицы 1.1).

Сэ.сп.=715,1 кг/м3; сб.сп.=750,4 кг/м3.

Плотность жидкости в этом сечении колонны:

кг/м3,

Объёмный расход жидкости: кг/с.



3. Гидравлический расчёт колонны

Гидравлический расчёт колонн проводится с целью определения основных размеров аппарата - диаметра, высоты, конструктивных размеров контактных устройств, которые должны обеспечить заданное разделение исходного количества сырья в колонне.

3.1 Выбор расстояния между тарелками

Примем расстояние между тарелками Н=500 мм и последующим расчётом проверим правильность принятого значения.

Расстояние между тарелками выбирается, исходя из условия, что во время работы тарелки между верхним уровнем вспененной жидкости и лежащей выше тарелки обеспечивается сепарационное пространство, достаточное для отделения основной массы брызг и выбросов жидкости из слоя.

3.2 Определение диаметра колонны

Диаметр колонны определяется по максимально допустимой скорости пара wмакс и объёму паров V (в м3/с) из уравнения:

, м. (2.1)

В нефтяной промышленности принят следующий нормальный ряд диаметров колонн (в м):

1,0; 1,2; 1,4; 1,6; 1,8; 2,0; 2,2; 2,4; 2,6; 2,8; 3,0; 3,2; 3,4; 3,6; 3,8; 4,0; 4,5; 5,0; 5,5; 6,0; 6,4; 7,0; 8,0; 9,0.

В настоящее время в практике проектирования наибольшее распространение получила следующая зависимость для расчёта максимально допустимой скорости пара в колоннах с переливными тарелками:

, м/с (2.2)

Коэффициент смакс зависит от типа тарелки, расстояния между тарелками, нагрузки по жидкости на единицу длины слива и определяются по уравнению:

(2.3)

где К1 - коэффициент, определяется в зависимости от типа тарелки (К1=1,15)

К2=1 при расстоянии между тарелками Н>350 мм;

С1 - коэффициент, определяется в зависимости от расстояния между тарелками (С1=650)

С2 - коэффициент, равный 4, для всех типов тарелок (С2=4)

Величина л, учитывающая влияние нагрузки по жидкости на производительность колонны по пару, определяется по уравнению

(2.4)

где Vж и Vп - объёмные расходы жидкости и пара в м3/с.

При расчёте л по уравнению (2.4) предварительно принимают, что тарелка однопоточная, т.е. z=1.

Диаметр колонны определим отдельно для верхней и нижней частей колонны.

Для верхней части колонны

м/с

м

Для нижней части колонны

м/с

м

Согласно расчёту, диаметры концентрационной и отгонной частей колонны незначительно отличаются друг от друга. Поэтому в соответствии с нормальным рядом диаметров колонн примем диаметр колонны 1,8 м, равным для верхней и для нижней части.

Фактические скорости паров вверху и внизу колонны будут равны, соответственно:

м/с

м/с.

Следовательно, при примерно одинаковых физических свойствах пара и жидкости по высоте колонны, в верхней её части скорости паров в 2,74 раза больше, чем в нижней, а нагрузки по жидкости в 2,17 раза меньше. Такое распределение нагрузок говорит о том, что условия работы тарелок будут примерно одинаковыми, что и подтверждается, в частности, расчётом диаметра колонны. В связи с этим все последующие гидравлические расчёты будем производить только для верхней части колонны.

3.3 Основные размеры тарелки

Примем однопоточные клапанные тарелки типа ТКП модификации Б. При диаметре клапана 50 мм, отверстии под клапаном 40 мм и расстоянии между центрами отверстий 75мм такая тарелка имеет согласно ОСТ 26-02-1401-77 следующие характеристики:

· диаметр колонны, D 1,8 м

· свободное сечение колонны, Fк 2,55 м2

· рабочее сечение тарелки, Fр 2,17 м2

· периметр слива, П 1,2 м

· сечение перелива, Fп 0,19 м2

· относительное свободное сечение тарелки, е 10,62 %

· число клапанов, n 216

· число рядов клапанов, N 15

· длина пути жидкости на тарелке, lж 1,35 м

· высота сливной планки, hп 0,06 м

3.4 Диапазон устойчивой работы тарелки

Диапазон устойчивой работы тарелки (колонны) определяется как отношение максимально допустимой к минимально допустимой скорости паров

.



Минимально допустимую скорость паров определяют по формуле:

,

где сп - плотность пара в рассматриваемом сечении, кг/м3;

- свободное сечение тарелки.

м/с

Следовательно, производительность колонны может быть уменьшена в 2,355 раза без заметного понижения эффективности разделения.

3.5 Гидравлическое сопротивление тарелки

Гидравлическое сопротивление тарелки

Величина ?Рс представляет собой потерю скоростного напора пара на преодоление местных сопротивлений на сухой, неорошаемой тарелке и равна:

,

где - скорость пара в отверстиях под клапанами, м/с;

Па

о - коэффициент сопротивления сухой тарелки (для клапанной о=3,6).

Для клапанных тарелок ?Рж определяется высотой слоя светлой жидкости на тарелке и рассчитывается по уравнению

,

где ?h - высота подпора жидкости над сливной планкой, м.

Высота подпора жидкости над сливной планкой определяется по уравнению:

м.

При высоте сливной планки hп=0,06 м, объёмном расходе жидкости Vж=0,00003 м3/с и периметре слива П=1,2 м сопротивление слоя жидкости на тарелке будет равно

Па

Общее сопротивление тарелки будет равно

Па

3.6 Определение межтарельчатого уноса жидкости

Для тарелок колпачковых, с S - образными элементами, клапанных и ситчатых унос жидкости рассчитывают по уравнению:

,

где hб - глубина барботажа, мм;

m - коэффициент, определяемый по уравнению:



ц и А - коэффициенты: при Н?400 мм А=0,159, в=0,95;

Значение коэффициента ц зависит от скорости пара и типа тарелки. (ц=0,6).

- относительная рабочая площадь тарелки;

- поверхностное натяжение на границе жидкость - пар, Н/м;

м - динамическая вязкость паров, Па•с.

Для клапанных тарелок глубина барботажа принимается равной высоте слоя светлой жидкости на тарелке, т.е

мм

.

Поверхностное натяжение зависит от состава смеси и температуры и определяется по уравнению:

При температуре 86,5 °С поверхностные натяжения этилового и бутилового спиртов

Н/м, Н/м

; - массовые доли этилового и бутилового спиртов в рассматриваемом сечении колонны.



Н/м

Динамическая вязкость смеси паров также зависит от состава и температуры и определяется по уравнению:

,

где мi и yi - вязкость и мольная доля i - компонента в парах;

Мср и Мi - средняя мольная масса и мольная масса i - компонента.

Для технических расчётов вязкость смеси паров углеводородов с достаточной точностью можно принять равной 1•10-5 Па•с.

кг/кг

Таким образом, рассчитанная величина уноса жидкости ниже допустимой.

3.7 Расчёт переливного устройства

Для нормальной работы переливного устройства без «захлёбывания» необходимо, чтобы выполнялись следующие условия:

H'< H+hп,

у < х,

где H' - высота вспененного слоя жидкости в сливном устройстве;

у - величина вылета ниспадающей струи; х - максимальная ширина сливного устройства (принимается по каталогу).

С учётом вспенивания уровень жидкости в сливном устройстве определяется равенством: ,

где h' - высота слоя светлой невспененной жидкости в сливном устройстве;

с'п - средняя относительная плотность вспененной жидкости в переливном устройстве.

В колоннах разделения углеводородных газов интенсивность пенообразования слабая и при расходах жидкости меньше 65 м3/м•ч принимают с'п=0,65.

Высота слоя светлой жидкости определяется из выражения:

,

;

?Рж.п - сопротивление движению жидкости в переливе, определяется по уравнению:

,

где К=250 - коэффициент для тарелок с затворной (переливной) планкой.

а - наиболее узкое сечение перелива, принимается по каталогам, но не менее 0,04 м.

Па

мм

мм

Величину вылета ниспадающей струи определяют по уравнению:

, м

м.

Очевидно, что 279<500+60 и 0,154<0,225, где максимальная ширина сливного устройства

Проведённый гидравлический расчёт тарелок показывает, что принятые размеры колонны и тарелок обеспечивают некоторый запас производительности.

3.8 Определение числа реальных тарелок

Число реальных тарелок определяется как отношение числа теоретических тарелок к коэффициенту полезного действия тарелки, т.е.

При проектировании колонных массообменных аппаратов коэффициент полезного действия тарелок с переливными устройствами с достаточной для технических расчётов точностью может быть определён по уравнению:



,

где мж - вязкость жидкости, Па•с;

б - коэффициент относительной летучести компонентов;

hп - высота сливного порога, м;

О и V - массовые расходы жидкости и пара.

Верхняя часть колонны.

При средней температуре верхней части колонны равной 86,5 оС: Рэ.сп.=1056,1 мм рт. ст., Рб.сп=223,5 мм рт. ст.;

x'э.сп.=0,698 мольн. доли; x'б.сп=0,302 мольн. доли (получено интерполяцией данных таблицы 1.1);

мэ.сп.=0,400 мПа•с; мб.сп=0,689 мПа•с;

О=2,223 кг/с; V=4,481 кг/с; Nт=3.

Тогда

.

Па•с.

.

Принимаем целое число тарелок в верхней части колонны равное 10.

Нижняя часть колонны.

При средней температуре нижней части колонны, равной 100,5 оС:

Рэ.сп.=1717,25 мм рт. ст., Рб.сп=392,55 мм рт. ст.;

x'э.сп.=0,289 мольн. доли; x'б.сп=0,711 мольн. доли (получено интерполяцией данных таблицы 1.1);

мэ.сп.=0,323 мПа•с; мб.сп=0,5345 мПа•с;

О=4,800 кг/с; V=1,905 кг/с; Nт=4.

Тогда

;

Па•с;

.

Принимаем число тарелок в нижней части колонны равным 8. Общее число тарелок в колонне .

3.9 Расчёт высоты колонны

Высота колонны рассчитывается по уравнению:

, м,

где Н1 - высота сепарационного пространства - расстояние от верхней тарелки до выпуклой части крышки;

Н2 - высота концентрационной части колонны;

Н3 - высота эвапорационной части колонны (зоны питания колонны);

Н4 - высота отгонной части колонны;

Н5 - высота низа колонны - расстояние от нижней тарелки до выпуклой части днища.

м

м

м

м

м.

Принимают 0,25, если днище эллиптическое

м.

3.10 Расчёт диаметра штуцеров

Диаметр штуцеров определяют из уравнения расхода:

, м

где V - объёмный расход потока, м3/с;

щ - допустимая линейная скорость потока, м/с.

Величина допустимой скорости потока для расчёта диаметра штуцеров (а также трубопроводов и других деталей и узлов нефтехимических аппаратов) принимается по опытным данным скоростей движения жидкостей и газов (паров) в промышленных условиях, приведённым в таблице 2.4.

Таблица 2.4

Ориентировочные значения допустимой скорости потока

Среда и условия движения	Скорость, м/с
Маловязкие жидкости (до 0,01 Па•с) при перекачивании насосом Вязкие жидкости (свыше 0,01 Па•с) при перекачивании насосом Жидкости (конденсаты) при движении самотёком Пар насыщенный Пар перегретый (газы) Парожидкостный поток в пересчёте на однофазный жидкостный поток	0,5-3,0 0,2-1,0 0,1-0,5 15-25 20-50 0,5-1,0

По рассчитанным значениям диаметров штуцеров принимают нормализованные диаметры, числовые значения которых приведены ниже.

dш (мм): 20, 25, 32, 40, 65, 80, 100, 125, 150, 200, 250, 300, 350, 400, 500, 600, 800.

Штуцер ввода сырья:

В рассматриваемом примере сырьё в колонну подаётся в парожидкостном состоянии, объёмный расход которого определим по уравнению:

, м3/с,

где L - массовый расход сырья, кг/с;

сс - плотность сырья, кг/м3.

Принимая, что составы паровой и жидкой фаз сырья соответствуют составам этих фаз в зоне питания колонны, определим их плотности как средние из значений плотностей соответствующих фаз верхней и нижней частей колонны.

кг/м3

кг/м3

кг/м3

м/с

Примем скорость потока сырья 1 м/с.

м.

Принимаем d=150 мм.

Штуцер выхода паров из колонны

м.

Принимаем d=400 мм.

Штуцер ввода холодного орошения

м.

Принимаем d=65 мм.

0,00236 м3/с - объёмный расход холодного орошения, состав которого соответствует составу дистиллята, и, следовательно, плотность практически равна плотности чистого этилового спирта при температуре 35 оС - 776,25 кг/с.

Штуцер вывода кубовой жидкости

м

Принимаем d=400 мм.

Штуцер ввода парового орошения

м

Принимаем d=250 мм.



Список используемой литературы

1. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. - М.: Химия, 1971. - 296с.

2. Плановский А.Н., Рамм В.М., Каган С.З. Процессы и аппараты химической технологии. - М.: Химия, 1968. - 847с.

3. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 1987. - 576с.

4. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского. - М.: Химия, 1983. - 273с.

5. Варгафтик Н.Б. Справочник по теплофизическим свойствам газов и жидкостей. - М.: Физматгиз, 1963. - 708с.

6. Рид Р. и др. Свойства газов и жидкостей. - Л.: Химия, 1982. - 592с.

7. Танатаров М.А. и др. Технологические расчёты установок переработки нефти. - М.: Химия, 1987. - 352с.

8. Скобло А.И., Молоканов Ю.К., Владимиров А.И., Щелкунов В.А. Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии. - М.: Недра, 2000. - 678с.

9. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1980. - 256с.

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

Размещено на Allbest.ru

...