Размещено на http://www.allbest.ru/

53

Минобрнауки России

федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования

«Санкт-Петербургский государственный технологический институт (технический университет)»

УГС 240100 Химическая технология Направление подготовки 240100.62 Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов

Квалификация Бакалавр

Факультет Химической и биотехнологии

Кафедра Технологии нефтехимических и углехимических производств

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ

Тема: Расчет бензольной ректификационной колонны

Дисциплина Основы проектирования и оборудование предприятий по переработке природных энергоносителей и углеродных материалов

Студент Ахмедов Д.Ш.

Руководитель,

должность Потехин В.М.

Санкт-Петербург 2015



Оглавление

Введение

1. Расчет бензольной ректификационной колонны

1.1 Задание на проектирование

1.2 Материальный баланс

1.3 Расчёт температуры продуктов в верхнем сечении, нижнем сечении и секции питания

1.4 Расчет мольной доли отгона сырья, поступающего в колонну

1.5 Расчет минимального флегмового числа

1.6 Расчет числа теоретических тарелок колонны

1.7 Расчет числа практических тарелок

1.8 Тепловой баланс

1.9 Расчет величин внутренних потоков пара и жидкости в колонне

1.10 Предварительный расчет диаметра колонны

1.11 Поверочный гидравлический расчет выбранной тарелки

1.12 Расчет высоты ректификационной колонны

Заключение

Список литературы

жидкость колонна гидравлический сырье



Введение

Ректификация есть процесс разделения жидких смесей на практически чистые компоненты, отличающиеся температурами кипения (давлением насыщенных паров), путем многократных испарения жидкости и конденсации паров. Для ректификации обычно используют колонные аппараты называемые ректификационными колоннами, в которых осуществляется многократный контакт между потоками паровой и жидкой фаз.

Ректификационная колонна -- аппарат, предназначенный для разделения жидких смесей, составляющие которых имеют различную температуру кипения. Классическая колонна представляет собой вертикальный цилиндр с контактными устройствами внутри.

В ректификационную колонну подается чаще всего парожидкостная смесь потока питания. Пары обогащенные легкокипящим компонентом поднимаются вверх по колонне, а в режиме противотока навстречу парам идёт жидкость (флегма), сконденсировавшаяся наверху в холодильнике-конденсаторе, что обеспечивает более четкое разделение компонентов по сравнению с обычной перегонкой. В случае, если разгоняемый продукт состоит из двух компонентов, конечными продуктами являются дистиллят, выходящий из верхней части колонны и кубовый остаток (менее летучий компонент в жидком виде, вытекающий из нижней части колонны).

Для проектирования любой колонны нужно знать основные геометрические размеры ее составляющих, они же строятся исходя из математической модели процесса, происходящего в колоне. Так же любое управлением режимом строится исходя из расчетных данных, полученных из мат. модели. Точно построенная модель дает ряд преимуществ: можно отследить поведение объекта при изменении параметров, получить критические значения параметров, изучить его реакцию на различные возмущения и, наконец, получить оптимальные значения управляющих воздействий для максимизации (минимизации) какого-либо фактора. И все это без потерь и возможности возникновения аварийных ситуаций. Но, как говорилось выше, построение такой модели - довольно сложная задача. Поэтому целью данного курсового проекта является изучение основных принципов моделирования и построение приближенной модели.

Цель работы.

Работа предназначена для закрепления теоретического и практического материала по моделированию объектов управления на конкретных примерах и включает следующие этапы:

- освоение навыков составления математического описания процесса ректификации в простой колонне;

- изучение математической модели ректификационной колонны и подготовка исходных данных для моделирования на ПК;

- обработка результатов исследования, их анализ и оценка статических характеристик модели для выработки рекомендаций по управлению режимом ректификационной колонны;



1. Расчет бензольной ректификационной колонны

1.1 Задание на проектирование

Рассчитать бензольную ректификационную колонну установки ЛГ 35-8/300Б, предназначенную для выделения товарного бензола.

Производительность колонны по сырью 9000 кг/ч

Состав сырья, мас.%: бензол - 55, толуол - 41,8, м-ксилол - 3,2.

Температура сырья 112?С. Давление, МПа: верхнее сечение колонны - 0,15, секция питания - 0,17, нижнее сечение - 0,185.

Содержание бензола в дистилляте 99,90 мас.%, в кубовом остатке 0,05 мас.%

1.2 Материальный баланс

В связи с тем, что в задании на проектирование указано требующее содержание бензола в дистилляте и кубовом остатке, при составлении материального баланса колонны может быть использован метод ключевых компонентов. Бензол выбран в качестве легкого ключевого компонента, а ближайший к нему более высококипящий углеводород - толуол, концентрирующийся в кубовом остатке, служит тяжелым ключевым компонентом. В соответствии с допущением метода, м-ксилол - углеводород, менее летучий по сравнению с тяжелым ключевым компонентом, считается остающимся полностью в кубовом остатке.

Из системы уравнений материального баланса колонны в целом по потокам и по бензолу:

(1.1)

(1.2)

находят расход дистиллята:

D = (1.4)

D = кг/ч

и расход кубового остатка:

(1.5)

W = 9000 - 4953 = 4047 кг/ч

Материальный баланс бензольной колонны, составленный с учетом метода ключевых компонентов, приведен в табл.1.

Расчеты выполняются с использованием концентраций компонентов, выраженных в мольных долях:

(1.6)

Таблица 1

Материальный баланс бензольной колонны

сырьё	дистиллят	кубовый остаток	масса
Xf масс.д.	Fi кг/ч	Х'f мол.д.	Yd масс.д.	Di кг/ч	Y' мол.д.	Xw масс.д.	Wi кг/ч	X' мол.д.
0,55	4950	0,593	0,999	4948	0,9992	0,0005	2	0,0006	78
0,418	3762	0,382	0,001	5	0,0008	0,9283	3757	0,9370	92
0,032	288	0,025	0,000	0,00	0	0.0712	288	0,0624	106
1	9000	1	1	4953	1	1	4047	1

Проверка выполнения материального баланса по ключевым компонентам:

D_i + W_i = F_i

4948+2 = 4950 кг/ч бензола.

5+3757 = 3762 кг/ч толуола

1.3 Расчёт температуры продуктов в верхнем сечении, нижнем сечении и секции питания

Температура в верхнем сечении колонны рассчитывается итерационным методом таким образом, чтобы выполнялось условие для жидкой фазы, равновесной с парами дистиллята:

(1.7)

Температура в нижнем сечении колонны рассчитывается из условия для паровой фазы, равновесной с кубовым остатком:

(1.8)

Константы фазового равновесия компонентов К_i можно определять по номограмме Уинна-Хэддена, но при давлении Р 1 МПа углеводородные системы можно считать в первом приближении подчиняющимися законам Рауля и Дальтона, рассчитывая значения К_i по формуле:

К_i = Р_i⁰ / P (1.9)

Давление насыщенного пара индивидуальных углеводородов Р_i⁰ может быть рассчитано по уравнению Антуана:

(1.10)

константы которого приведены в табл. 2.

Таблица 2

Константы уравнения Антуана

Компонент	А	В	С
бензол	15,9008	2788,51	-52,36
толуол	16,0137	3096,52	-53,67
М-ксилол	16,1390	3366,99	-58,04

Таблица 3

Результаты расчета температуры в верхнем сечении колонны

компонент	y' мол.д.	Pi?, Мпа	Ki, в	Xi
бензол	0,9992	0,1361	0,907	1,1016
толуол	0,0008	0,0542	0,361	0,0022
компонент	y' мол.д.	Pi?, Мпа	Ki, в	Xi
бензол	0,9992	0,1569	1,046	0,955
толуол	0,0008	0,0636	0,424	0,002

Как видно из данных табл.3 вторая итерация обеспечивает достаточно удовлетворительную точность определения температуры в верхнем сечении колонны, которую, в конце концов, принимаем равной 93,6єС. Руководствуясь аналогичными рассуждениями, получим данные для расчета температуры в нижнем сечении колонны (t_н), которые сведены в табл.4.

Таблица 4

Результаты расчета температуры в нижнем сечении колонны

компонент	X' мол.д.	Pi?, Мпа	Ki, в	yi
бензол	0,0006	0,422	2,281	0,0014
толуол	0,9370	0,192	1,038	0,9726
М-ксилол	0,0624	0,090	0,486	0,0303
компонент	X' мол.д.	Pi?, Мпа	Ki, в	yi
бензол	0,0006	0,404	2,184	0,0013
толуол	0,9370	0,183	0,989	0,9267
М-ксилол	0,0624	0,085	0,460	0,0287

Таким образом, температуру потоков в нижнем сечении колонны принимаем равной 133,8єС

1.4 Расчет мольной доли отгона сырья, поступающего в колонну

Расчет мольной доли отгона сырья при температуре и давлении в секции питания проводится итерационным методом с использованием уравнений Трегубова:

(1.11)

(1.12)

Следует отметить, что температура и давление однократного испарения сырья должны обеспечивать его двухфазное состояние. Для этого необходимо одновременное выполнение двух условий: и .

Результаты компьютерного расчета мольной доли отгона сырья и составов жидкой и паровой фаз при полученном значении = 0,52 приведены в таблице 5

Таблица 5

Результаты расчета мольной доли отгона сырья

компонент	X'f	Pi?, Мпа	Ki, в	Xi	Yi
бензол	0,593	0,245	1,441	0,482	0,695
толуол	0,382	0,105	0,618	0,477	0,295
М-ксилол	0,025	0,046	0,271	0,041	0,010

1.5 Расчет минимального флегмового числа

Минимальное флегмовое число рассчитывается с использованием уравнений Андервуда:

; (1.13)

(1.14)

Средние геометрические значения коэффициентов относительной летучести _i по отношению к наиболее высококипящему компоненту (ВКК) сырья рассчитываются по формуле:

(1.15)

Константы фазового равновесия компонентов, отсутствующих в табл 3 и 4, рассчитываются дополнительно. В данном случае константа фазового равновесия м-ксилола при температуре и давлении в верхнем сечении колонны:

К_м-кс = (P?_м-кс)_93,6^?_С/P_{в =} 0,025/0,15 = 0,167 (1.16)

Вспомогательный коэффициент подбирается методом последовательных приближений, при этом должно выполняться условие:

_{ТКК ЛКК}

Поэтому в качестве начального приближения следует выбрать значение , лежащее в пределах от _ТКК до _ЛКК (рекомендуется ⁽⁰⁾ =). В противном случае полученный корень уравнения не будет иметь физического смысла.

Результаты расчета значения приведены в табл.6

Таблица 6

Результаты расчета коэффициента

Компонент	I,в	I,н	I	X'f	= 3,201
Бензол	6	4,708	5,315	0,593	1.491
Толуол	2,44	2,142	2,286	0,382	-0.954
М-Ксилол	1	1	1	0,025	-0.0114
Всего				1	е' = 0.526

Принимаем = 3,192

(1.17)

С учетом коэффициента избытка флегмы рабочее флегмовое число:

R = 1.2^.R_min (1.18)

R = 1,2^.1,51 = 1,812

1.6 Расчет числа теоретических тарелок колонны

Минимальное число теоретических тарелок, соответствующее бесконечно большому флегмовому числу, рассчитывается по уравнению Фенске:

(1.19)

Число теоретических тарелок, соответствующее рабочему флегмовому числу, может быть определено по графику Джиллиленда или рассчитано с использованием уравнения, аппроксимирующего графическую зависимость Джиллиленда:

(1.20)

N = 36,184

Метод Фенске - Джиллиленда используется и для расчета числа теоретических тарелок в отгонной и укрепляющей секции колонны. Минимальное число теоретических тарелок в укрепляющей секции рассчитывается по уравнению:

(1.21)

Среднее геометрическое значение коэффициента относительной летучести ключевой пары компонентов для укрепляющей секции рассчитывается по формуле:

(1.22)

Минимальное число теоретических тарелок в отгонной секции можно рассчитать как:

- = 16,17 - 8,27= 7.9

Число теоретических тарелок, рассчитанное пропорционально значениям N_min для отгонной и укрепляющей секции, составило 17,7 и 18,5 соответственно.



1.7 Расчет числа практических тарелок

Коэффициент полезного действия практической тарелки ректификационной колонны зависит от эффективности тарелок и от свойств разделяемой смеси, прежде всего от вязкости: чем она ниже, тем эффективнее осуществляются массообменные процессы и тем выше к.п.д. тарелки.

Для расчета к.п.д. тарелок применяется упрощенное эмпирическое уравнение:

= 0.17 - 0.616 lg, (1.23)

где - динамическая вязкость разделяемой смеси в жидкой фазе при средней температуре в колонне, в сантипуазах.

Как известно, вязкость - свойство, не являющееся аддитивным. Поэтому в качестве допущения примем в качестве основных компонентов при расчете вязкости смеси в отгонной секции толуол, а в укрепляющей секции - бензол.

Вязкость компонентов в зависимости от средней температуры Т(К) рассчитывается по уравнению:

lg = (1.24)

Значения констант для толуола: А = 467.33, В = 255.24;

для бензола: А = 545.64, В = 265.34.

При средней температуре потоков в отгонной секции

Т_отг. = (112 + 133,8) / 2 = 122.9⁰C = 395,9K для толуола

lg = 467.33

Средний к.п.д. тарелок отгонной секции колонны:

_отг = 0.17 - 0.616 ( 0.650) = 0.57

Число практических тарелок в колонне рассчитывается по формуле:

N _пр = N / (1.25)

Для отгонной секции колонны

N _пр^отг. = 18,5 / 0.57 = 32,46 33

Аналогично с использованием значения динамической вязкости основного компонента укрепляющей секции рассчитывается число практических тарелок в этой секции колонны.

При средней температуре потоков в укрепляющей секции

Т_укр = ( 112 + 93,6) / 2 = 102,8^оС = 375,8 К для бензола

lg = 545.64

_укр = 0.17 - 0.616 ( 0.604) = 0.542

Для укрепляющей секции колонны

N_пр^укр = 17,7 / 0.542 = 32,65 33

Общее число тарелок в колонне

N_пр = N _пр^отг. + N_пр^укр= 33 + 33= 66 (1.26)

1.8 Тепловой баланс

Уравнение теплового баланса колонны без учета теплопотерь в окружающую среду:

Q_F + Q_B = Q_D + Q_W + Q_d (1.27)

где Q_F приход тепла с сырьем;

Q_B количество тепла, которое необходимо подвести в кипятильник;

Q_D количество тепла, которое отводится с дистиллятом;

Q_W количество тепла, которое отводится с кубовым остатком;

Q_d количество тепла, которое отводится наверху колонны, например в холодильнике - конденсаторе.

Приход тепла с сырьем рассчитывается по уравнению:

Q_F = F (1 - e) i_F^ж + F e i_Fⁿ, (1.28)

где i_F^ж, i_Fⁿ - энтальпия жидкой и паровой фаз сырья при температуре сырья.

Если орошение в колонне создается с использованием холодильника - конденсатора, то Q_d рассчитывается из уравнения теплового баланса холодильника - конденсатора:

Q_d = D (R + 1) (i_вⁿ - i_х.ор^ж ), (1.29)

где i_вⁿ, i_х.ор^ж - энтальпия дистиллята в паровой фазе при температуре верхнего сечения колонны и жидкого дистиллята при температуре холодного орошения.

Примем температуру холодного орошения t_{х. ор.} = 40^оС. Для расчета энтальпий потоков в жидкой и паровой фазах необходимы значения мольных теплоемкостей и энтальпий испарения компонентов.

Мольная теплоемкость паров индивидуальных углеводородов рассчитывалась по формуле:

Cp = a + bT + cT² + dT³ (1.30)

Таблица 7

Константы уравнения для расчета Ср, кал/(моль К)

Углеводород	a	b	c	d
бензол	-8,101	0,1133	-7,206E-05	1,703E-08
толуол	-5,817	0,1224	-6,605E-05	1,173E-08
М-ксилол	-6,966	0,1504	-8,950Е-05	2,020Е-08

Мольная теплоемкость компонентов в жидком состоянии рассчитывалась по формуле:

С_р = А - В 10^-3 Т + С 10^-6Т² (1.31)

Таблица 8

Константы уравнения для расчета Ср, Дж / (моль К)

Углеводород	А	В	С	Тмин,К	Тмакс,К
бензол	155,63	271,05	675,08	279	478
толуол	147,04	114,05	489,67	178	504
М-ксилол	185,13	193,87	617,70	225	526

Значения мольных теплоемкостей углеводородов в жидком состоянии, при температуре холодного орошения (40^оС), верхнего сечения (93,6^оС), сырья (110^оС) и нижнего сечения колонны (133,8^оС), приведены в табл.9.

Таблица 9

Значения Ср жидких углеводородов, Дж / (моль К)

Углеводород	313 К	366,6 К	385 К	406,8 К
бензол	136,95	146,48	151,34	156,55
толуол	159,34	170,48	175,71	181,14
М-ксилол	181,23	196,92	202,05	208,28

Мольные теплоемкости углеводородов в паровой фазе, при температуре верхнего сечения, сырья и нижнего сечения колонны, приведены в табл. 10.

Таблица 10

Значения Ср углеводородов в паровой фазе, Дж / (моль К)

Углеводород	366,6 К	385 К	406,8 К
бензол	102,31	104,17	113,43
толуол	128,02	130,20	141,07
М-ксилол	155,05	162,65	170,96

Примечание: значения Ср пересчитаны в Дж / (моль К), исходя из соотношения

1 кал = 4.187 Дж

Значения теплот испарения углеводородов найдены интерполяцией величин Нисп., приведенных в справочниках при температурах, кратных 10^оС (табл.11).

Таблица 11

Теплоты испарения углеводородов

Углеводород	93,6 оС	112 оС	133,8 оС
	кДж/моль	кДж/моль	кДж/моль
бензол	30,00	28,93	27,66
толуол	32,27	31,47	30,53
М-ксилол	34,67	34,55	34,40

Энтальпия жидкой фазы сырья индивидуальных углеводородов (Дж/моль):

(1.32)

(147.970.478+172.110.466+201,430,057)112=18484,93 Дж/моль

Мольный расход сырья:

(1.33)

Расход жидкой фазы сырья:

F^ж = F (1е) = 107.07 (1 0.52) = 51,4 кмоль/ч (1.34)

Приход тепла с жидкой фазой сырья:

51,4 18484,93 = 9,50*10⁵ кДж/ч (1.35)

Расход паровой фазы сырья:

Fⁿ = F e = 107,07 0.52 = 55,68 кмоль/ч (1.36)

Энтальпия паровой фазы сырья индивидуальных углеводородов (Дж/моль):

(1.37)

(0,695 (104,17 112 + 28,93 10³))+(0,295 (130,20 112 + 31,47 10³))+(0,010 (162,65 112 + 34,55 10³)) = 42328 Дж/моль

Приход тепла с паровой фазой сырья:

55,68 42328 = 2356823,04 кДж/ч (1.38)

Приход тепла с сырьем:

(1.39)

9,50*10⁵ + 2356823,04 = 3,307*10⁶ кДж/ч

Мольный расход дистиллята:

(1.40)

Энтальпия дистиллята в паровой фазе при температуре верхнего сечения колонны:

(0,9992 (102,31 93,6 + 30,00 10³))+(0,0008 (128,02 93,6 + 32,27 10³))= 39579,95 Дж/моль

Энтальпия дистиллята при температуре холодного орошения:

(0,9992 136,95 + 0,0008 159,34) 40 = 5478,72 Дж/моль

Количество тепла, отводимое в холодильнике - конденсаторе по уравнению 1.29:

6,18*10⁶ кДж/ч

Расход тепла с дистиллятом при температуре холодного орошения:

63,5 5,48*10³ = 3,48*10⁵ кДж/ч

Расход тепла с кубовым остатком:

W (1.41)

Мольный расход кубового остатка:

W = F - D = 107,07 - 63,5 = 43,57 кмоль/ч

Энтальпия кубового остатка:

43,57 24461,15 = 1,066*10⁶ кДж/ч

Количество тепла, которое необходимо подвести в кипятильник колонны:

4,287*10⁶ кДж/ч

С учетом теплопотерь в окружающую среду, принятых равными 5% от значения :

1,05 4,287*10⁶ = 4,501*10⁶ кДж/ч

1.9 Расчет величин внутренних потоков пара и жидкости в колонне

Расход пара, проходящего через верхнее сечение укрепляющей секции колонны:

(1.42)

Расход жидкости, стекающей вниз через верхнее сечение укрепляющей секции колонны:

(1.43)

Расход пара в произвольном сечении отгонной секции колонны можно рассчитать:

(1.44)

Расход жидкости в нижнем сечении отгонной секции колонны:

+ W = (1.45)



1.10 Предварительный расчет диаметра колонны

Примем расстояние между клапанными тарелками Н = 500 мм, высоту сливной перегородки h_c = 45 мм, ориентировочную величину динамического подпора жидкости над сливной перегородкой h_g = 50 мм.

Линейная скорость паров в точке «переброса» жидкости рассчитывается по уравнению:

(1.46)

где - поверхностное натяжение на границе пар - жидкость при рабочих условиях, дин/cм;

_п - плотность пара, кг/м³;

А, В, С - коэффициенты, зависящие от типа тарелок.

Для клапанных тарелок А = 36.6, В = 4.1, С = 0.62.

Для верхнего сечения колонны, считая, что пары верхнего продукта состоят практически из бензола, = 19,5 дин/cм (рассчитано экстраполяцией по данным[8, с.516]).

Плотность паров в верхнем сечении рассчитывается по формуле:

(1.47)

где М - средняя молекулярная масса дистиллята.

кг/м³

м/c

Объемная нагрузка по пару в верхнем сечении колонны:

(1.48)

м³/c

Рабочая площадь тарелки:

(1.49)

м²

Допускаемая скорость жидкости в сливном устройстве:

(1.50)

При малой интенсивности пенообразования, характерной для ректификации углеводородных смесей при Р 0.1МПа, const = 300мм.

м/с

Площадь сливных устройств:

(1.51)

Объемная нагрузка по жидкости:

(1.52)

Плотность жидкости в верхнем сечении при t_в = 93,6^оС: _ж = 802 кг/м³.

м³/ч

м²

Аналогичные расчеты проводятся для нижнего сечения колонны. Основной компонент кубового остатка - толуол. Поверхностное натяжение при t_H = 133,8^oC, рассчитанное экстраполяцией по справочным данным, = 15 дин/см.

Средняя молярная масса кубового остатка:

М_ср =92,865 г/моль

Плотность паров в нижнем сечении колонны рассчитывается:

кг/м³

Линейная скорость паров в точке «переброса» жидкости:

м/с

Объемная нагрузка по пару:

м³/c

Рабочая площадь тарелки:

м²

Допускаемая скорость жидкости в сливном устройстве остается равной

м/c

Плотность жидкости в нижнем сечении при 133.6^оС: _ж = 763,5 кг/м³.

Объемная нагрузка по жидкости:

м³/с

Площадь сливных устройств:

м²

Диаметр колонны выбирается по двум параметрам - S_p и S_cл. Рабочая площадь тарелки для верхнего и нижнего сечений колонны различается незначительно. Площадь сливных устройств для нижнего сечения более чем вдвое больше, чем для верхнего сечения.

Выбираем следующие параметры клапанной прямоточной тарелки ВНИИНЕФТЕМАШа по ОСТ 26--02--1401--76:

диаметр колонны - 1.2 м;

шифр тарелки - А;

рабочая площадь тарелки S_p = 0,79 м²;

периметр слива В = 0,97 м;

площадь слива S_сл = 0,17 м²;

длина пути жидкости L_T = 0,2м;

доля живого сечения при шаге между рядами отверстий t_o = 50мм f_o = 0,149;

межтарельчатое расстояние Н = 500мм.

Диаметр тарелок выбран одинаковым для укрепляющей и отгонной секций колонны.

1.11 Поверочный гидравлический расчет выбранной тарелки

Проведем гидравлический расчет тарелки для верхнего сечения колонны.

Определение минимальной нагрузки по жидкости и проверка на отсутствие конусообразования.

Удельная нагрузка по жидкости:

(1.53)

м²/ч

Динамический подпор жидкости над сливной перегородкой:

(1.54)

мм

Минимально допустимая величина для клапанных тарелок мм. Условие выполняется, т.е. нежелательного явления конусообразования (отталкивания жидкости от отверстий) не должно проявляться.

Определение величины уноса жидкости парами

Отношение объемного расхода паров к рабочей площади тарелки:

(1.55)

м/c

Высота пены на тарелках:

(1.56)

где A = 59.5, B = 2.2, C = 1.74 для клапанных тарелок.

мм

Условие < H выполняется.

Рассчитывается комплекс

(1.57)

Удельный унос жидкости:

(1.58)

где для клапанных тарелок D = 1.72, = 1.38.

Объемный расход жидкости с учетом уноса:

(1.59)

м³/ч

Проверка на захлебывание сливного устройства

Отношение скорости жидкости в сливе к площади слива:

(1.60)

м/с

Условие м/c выполняется.

Отношение скорости жидкости в зазоре под сливным стаканом к поперечному сечению зазора:

(1.61)

где - зазор под сливным стаканом.

Для создания гидрозатвора должно выполняться условие h_c ; для атмосферных колонн принимается = 0.032 м.

м/c

Условие 0.45м/c выполняется.

Проверка на захлебывание тарелки (переброс)

Удельная нагрузка по жидкости и динамический подпор жидкости с учетом уноса:

(1.62)

м²/ч

мм

Скорость паров в точке переброса рассчитывается по уточненной формуле:

(1.63)

где А и В - коэффициенты к уравнению (1.63).

м/с

Объемная нагрузка по пару в точке переброса:

(1.64)

м³/с

Условие (V = 0,87) м³/с выполняется.

Проверка на отсутствие провала жидкости

Скорость паров в режиме провала для клапанных тарелок:

(1.65)

где С - константа, зависящая от L_T ; при L_T 1.5м С = 0.16.

м/c

Объемный расход паров на нижней границе эффективной работы тарелки:

где площадь прохода паров

м²

м³/c

Условие V выполняется.

Минимальная нагрузка по пару в устойчивом режиме работы:

м³/с

Условие V соблюдается.

1.13 Расчет высоты ректификационной колонны

Полная высота колонны рассчитывается по уравнению:

H_к = h₁+(N_укр-1) H + h₂ + (N_отг - 1) H + h₃ + h₄ (1.66)

где h₁ - расстояние от верхнего днища до первой ректификационной тарелки;

h₁ 0.5D;

N_укр и N_отг - число тарелок в укрепляющей и отгонной секциях;

h₂ - высота секции питания; h₂ = 0.8 - 1.2 м;

h₃ - расстояние между нижней тарелкой колонны и нижним днищем;

h₄ - высота опорной части колонны; h₄ = 4 - 5 м.

Величина h₃ рассчитывается с учетом необходимого запаса жидкости на случай прекращения подачи сырья в колонну. Необходимый для этого объем нижней части колонны рассчитывается по формуле:

(1.67)

где - объемный расход кубового остатка, м³/ч;

- запас времени (0.2 - 0.3 ч).

м³/ч (1.68)

м³

м

H_к = 1 + (33 - 1) 0.5 + 1.1 + (33 - 1) 0.5 + 1,4 + 4.5 = 40 м



Заключение

В данном курсовом проекте для колонны был рассчитан материальный и тепловой баланс, найдено число практических тарелок, подобраны параметры выбранной тарелки, был проведён поверочный гидравлический расчёт и построена диаграмма производительности тарелки.

В итоге были получены основные параметры ректификационной колонны:

Диаметр колонны - 1,2 м;

Межтарельчатое расстояние Н = 500 мм;

Полная высота колонны Нк = 40 м.

Рабочая точка М с координатами, равными рабочим нагрузкам по жидкости и пару, находится в области удовлетворительной работы тарелки



Список литературы

1. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. Методы расчёта и основы конструирования. М.: Химия, 1978. 280 с.

2. Гайле А.А. Оборудование нефтехимических заводов и основы проектирования. Процессы и аппараты для разделения углеводородов и нефтехимических продуктов: Учеб. Пособие/ ЛТИ им. Ленсовета. Л., 1986. 84 с.

3. Йоус С.Л. Расчёт теплоёмкости жидкостей// Нефть, газ и нефтехимия за рубежом. 1992. N5. С. 101 - 105.

4. Рид Р., Праусниц Дж., Шервуд Т. Свойства газов и жидкостей: Справочное пособие. Л.: Химия, 1982. 592 с.

5. Рудин М.Г., Драбкин А.Е. Краткий справочник нефтепереработчика. Л.: Химия, 1980. 328 с.

6. Физико - химические свойства индивидуальных углеводородов (рекомендуемые значения). Под ред. В.М. Татевского. М.: Гостоптехиздат.

Размещено на Allbest.ru

...