Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

Введение

1. Технологический расчет ректификационной колонны

1.1 Материальный баланс колонны

1.2 Построение фазовых диаграмм

1.3 Определение минимального и рабочего флегмовых чисел

2. Физико-химические свойства паровой и жидкой фаз для верха и низа колонны

2.1 Средние мольные концентрации жидкости и пара

2.2 Средние мольные массы жидкости и пара

2.3 Средние плотности жидкости и пара

2.4 Вязкость компонентов

2.5 Массовые и объемные расходы компонентов

3. Гидравлический расчет колонны

3.1 Коэффициент изменения нагрузки

3.2 Оценочная скорость пара

3.3 Диаметр колонны

3.4 Действительная скорость пара

3.5 Относительная активная площадь тарелки

3.6 Максимально-допустимая скорость пара

3.7 Удельная нагрузка жидкости на сливную перегородку

3.8 Подпор жидкости над сливным порогом

3.9 Высота парожидкостного слоя

3.10 Высота сливного порога

3.11 Градиент уровня

3.12 Динамическая глубина барботажа

3.13 Минимально-допустимая скорость пара

3.14 Скорость пара в прорезях колпачков

3.15 Фактор аэрации

3.16 Гидравлическое сопротивление тарелок

3.17 Высота сепарационного пространства

3.18 Межтарельчатый унос жидкости

3.19 Скорость жидкости в переливных устройствах

4. Тепловой расчет колонны

4.1 Расход тепла

4.2 Приход тепла

4.3 Расход греющего пара

4.4 Расход охлаждающей воды

5. Локальная эффективность контакта

5.1 Коэффициент диффузии пара

5.2 Коэффициент диффузии жидкости

5.3 Число единиц переноса

5.4 Фактор отклонения

5.5 Общее число единиц переноса

5.6 Локальная эффективность тарелок

6. Эффективность тарелок по Мэрфри

6.1 Коэффициент турбулентной диффузии

6.2 Критерии Фурье

6.3 Эффективность тарелок

6.4 Число действительных тарелок

6.5 Высота колонны

6.6 Гидравлическое сопротивление колонны

7. Расчет штуцеров

Заключение

Список литературы



Введение

Ректификация - процесс тепло- и массопереноса, посредством которого происходит разделение бинарных или многокомпонентных смесей на составляющие.

Этот процесс имеет большое значение в химической технологии. В качестве примеров достаточно указать на разделение природных углеводородов нефти и синтетических углеводородов с целью получения моторных топлив, на выделение индивидуальных газов из их смесей путем предварительного ожижения и последующей ректификации жидкой смеси.

Возможность разделения жидкой смеси на составляющие ее компоненты ректификацией обусловлена тем, что состав пара, образующегося над жидкой смесью, отличается от состава жидкой смеси в условиях равновесного состояния пара и жидкости. Известные равновесные данные для конкретной смеси позволяют проанализировать возможность разделения этой смеси, найти предельные концентрации разделения и рассчитать движущую силу процесса.

В процессе ректификации происходит непрерывный обмен между жидкой и паровой фазой. Жидкая фаза обогащается более высококипящим компонентом, а паровая фаза - низкокипящим. Процесс массообмена происходит по всей высоте колонны между стекающей вниз флегмой и поднимающимся вверх паром. Что бы интенсифицировать процесс массообмена применяют контактные элементы, что позволяет увеличить поверхность массообмена. В случае применения насадки жидкость стекает тонкой пленкой по ее поверхности, в случае применения тарелок пар проходит через слой жидкости на поверхности тарелок. В данной работе приведен расчет тарельчатой ректификационной колонны для разделения бинарной смеси ацетон - бензол.

Принципиальная схема ректификационной установки представлена на рис. 1.

Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси xF.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. 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) состава xD, получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8.

Из кубовой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11.

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



Рис. 1 Принципиальная схема ректификационной установки:

1 - емкость для исходной смеси; 2,9 - насосы; 3 - теплообменник-подогреватель; 4 - кипятильник; 5 - ректификационная колонна; 6 - дефлегматор; 7 - холодильник дистиллята; 8 - емкость для сбора дистиллята; 10 - холодильник кубовой жидкости; 11 - емкость для кубовой жидкости.



1. Технологический расчет ректификационной колонны

Исходные данные на курсовое проектирование:

Разделяемая смесь: ацетон - бензол;

Расход исходной смеси: F=12 т/ч=3,334 кг/с;

Состав исходной смеси: xF=54 %(масс.);

Состав дистиллята: xD=97 %(масс.);

Состав кубового остатка: xW=4 %(масс.);

Вид контактных устройств: колпачковые тарелки;

Давление в колонне: 1 ата = 760 мм. рт. ст.;

Давление греющего пара: 5 ата.

Требуется определить: расходы дистиллята и куб.остатка; флегмовое число; диаметр колонны; кол-во тарелок в верхней и нижней частях колонны; эффективность тарелок; расстояние между тарелками; рабочая и общая высота колонны; диаметры всех штуцеров; расход греющего пара; расход охлаждающей воды.

Дополнительное оборудование: нет

1.1 Материальный баланс колонны

Материальный баланс процесса ректификации необходим для определения расходов дистиллята и кубового остатка.

Общее уравнение материального баланса:

где F - массовый расход исходной смеси, D - массовый расход дистиллята, W - массовый расход кубового остатка.

Расход дистиллята найдем по формуле:



Подставим полученный расход дистиллята в уравнение материального баланса:

Нагрузка ректификационной колонны по пару и жидкости определяется флегмовым числом R. Для определения фермового числа необходим пересчет составов фаз из массовых долей в мольные. Найдем молярные массы компонентов смеси ацетон (М_А) - бензол (М_Б): C₃H₆O - C₆H₆:

Пересчет из массовых долей в мольные осуществляется по формуле:

где, M_А и M_Б - молярные массы низкокипящего и высококипящего компонентов соответственно, X - мольная доля низкокипящего компонента в исходной смеси, в кубовом остатке или дистилляте.

Мольная доля исходной смеси:



Мольная доля дистиллята:

Мольная доля куба:

Молярная масса исходной смеси:

Мольный секундный расход исходной смеси:

Мольный секундный расход дистиллята найдем по формуле:

Мольный секундный расход кубового остатка найдем по формуле:



1.2 Построение фазовых диаграмм

Для расчета необходимого числа теоретических тарелок необходимо построение фазовых диаграмм. Необходимо построить t-x-y - диаграмму заданной бинарной смеси и ее линию равновесия. Для построения этих диаграмм нужно определить равновесные составы паровой и жидкой фаз разделяемой смеси. Воспользуемся справочными данными [1, приложение 62].

Таблица 1. Равновесные составы жидкости (x) и пара (y) в мол. дол. и температуры кипения (t) в °C смеси ацетон - бензол при давлении 760 мм. рт. ст. (1 ата).

x	0	0,05	0,1	0,2	0,3	0,4	0,5	0,6	0,7	0,8	0,9	1
y	0	0,14	0,24	0,4	0,51	0,59	0,67	0,73	0,8	0,86	0,93	1
t	80,1	78,3	76,4	72,8	69,6	66,7	64,3	62,4	60,7	59,6	58,8	56,1

На рисунке 2 показана диаграмма для бинарной смеси ацетон - бензол и положение рабочей линии при R_мин.

Рис. 2. Кривая равновесия и положение рабочей линии при R_мин.



На рисунке 3 показана диаграмма t - x, y.

Рис. 3. Диаграмма t - x, y. 1 - линия пара, 2 - линия жидкости.

1.3 Определение минимального и рабочего флегмовых чисел

По рис. 2 графически определим b_max = 0,35. Тогда минимальное флегмовое число будет равно:

При расчете рабочего флегмового числа необходимо выбрать коэффициент избытка флегмы, который рекомендовано принимать в интервале от 1,05 до 1,5. При в = 1,1 рабочая линия сливается с равновесной в верхней части. Это говорит о том, что при таком коэффициенте флегмового числа в верхней части колонны по определению необходимо много теоретических ступеней. Примем значение коэффициента избытка флегмы в пределах от 1,3 до 2,5, поскольку лишь в данных пределах вариации коэффициента избытка флегмы, возможно определение по x-y диаграмме числа теоретических тарелок.

Зададимся рядом значений коэффициента избытка флегмы в от 1,1 до 2,5 и рассчитаем соответствующие рабочие флегмовые числа R по формуле:

Тогда:

1. в = 1,3;

2. в = 1,5;

3. в = 1,7;

4. в = 1,9;

5. в = 2,1;

6. в = 2,3;

7. в = 2,5;

Построим диаграммы x,y. На диаграммах отложим значения b, затем построим рабочие линии и нанесем линии, обозначающие теоретические тарелки. По количеству ступеней изменения концентрации, определим число теоретических тарелок (рис. 4-10).



Рис. 4 Графическое определение числа теоретических тарелок при в=1,3.

Рис. 5 Графическое определение числа теоретических тарелок при в=1,5.



Рис. 6 Графическое определение числа теоретических тарелок при в=1,7.

Рис. 7 Графическое определение числа теоретических тарелок при в=1,9.



Рис. 8 Графическое определение числа теоретических тарелок при в=2,1.

Рис. 9 Графическое определение числа теоретических тарелок при в=2,3.



Рис. 10 Графическое определение числа теоретических тарелок при в=2,5.

Все результаты расчетов для удобства занесены в таблицу 2.

Таблица 2. Определение оптимального рабочего флегмового числа.

в	1,3	1,5	1,7	1,9	2,1	2,3	2,5
R	2,34	2,7	3,1	3,4	3,78	4,14	4,5
b	0,29	0,26	0,24	0,22	0,21	0,19	0,18
nтс	32	27	24	22	20	19	18
nтс•(R+1)	106,88	99,9	97,44	97,24	95,6	97,66	99

Строим график зависимости n_тс•(R+1) = f(R) и определяем оптимальное рабочее флегмовое число, которое соответствует минимуму данного графика.



Рисунок 11. Определение рабочего флегмового числа.

График (рис. 11), построенный на основе данных (табл. 2), показывает, что минимальный объем колонны будет иметь место при R=3,78. Примем это флегмовое число для дальнейших расчетов и соответствующее ему число теоретических ступеней n_{тс в} = 15; n_{тс н} = 5 (Рис. 8).

Далее необходимо найти мольные расходы жидкости и пара в различных частях колонны. Мольные расходы жидкости в верхней и нижней частях колонны найдем по формулам:

Мольный расход пара в колонне найдем по формуле:



2. Физико-химические свойства паровой и жидкой фаз для верха и низа колонны

2.1 Средние мольные концентрации жидкости и пара

Среднемольный состав жидкости в верхней и нижней частях колонны найдем по формулам:

По диаграмме t - x, y (рис. 12), при средних концентрациях жидкости x_в и x_н определим средние температуры жидкости: t_вж ? 60°С (333К) и t_нж ? 69°С (342К).

Рисунок 12. Диаграмма t - x, y. 1 - линия пара, 2 - линия жидкости.



Среднемольный состав пара в верхней и нижней частях колонны найдем по формулам:

где y_D = x_D; y_W = x_W (в соответствии с допущениями о равенстве составов пара и жидкости на концах колонны); y_F - состав пара, соответствующий составу исходной смеси x_F (Рис. 8).

По диаграмме t - x, y (рис. 12), при средних концентрациях пара y_в и y_н определим средние температуры пара: t_вп ? 60°С (333К) и t_нп ? 73°С (346К).

2.2 Средние мольные массы жидкости и пара

По приведенным ниже формулам рассчитаем средние мольные массы жидкости и паров в верхней и нижней частях колонны:



2.3 Средние плотности жидкости и пара

Для расчета плотности жидкости колонны необходимо пересчитать мольные концентрации в массовые. Пересчет мольных концентраций в массовые производится по формулам:

По приведенным ниже формулам рассчитаем средние плотности жидкости в верхней и нижней частях колонны:

где с_А и с_Б - плотности ацетона и бензола соответственно при температуре t_вж = 60°С [1, приложение 2]

где с_А и с_Б - плотности ацетона и бензола соответственно при температуре t_нж = 69°С.

Рассчитаем средние плотности паров в верхней и нижней частях колонны по формулам:



где T₀ - абсолютная температура, равная 273К.

2.4 Вязкость компонентов

Вязкости жидкости в верхней и нижней части колонны рассчитываются по уравнениям:

Подставив численные значения в уравнения, получим:

где м_А и м_Б - вязкости ацетона (ж) и бензола (ж) соответственно при температуре t_вж = 60°С, м_А = 0,228•10^-3 Па•с, м_Б = 0,389•10^-3 Па•с.

где м_А и м_Б - вязкости ацетона (ж) и бензола (ж) соответственно при температуре t_нж = 69°С, м_А = 0,213•10^-3 Па•с, м_Б = 0,351•10^-3 Па•с.

Вязкости паров в верхней и нижней частях колонны находим по уравнениям:

где м_А и м_Б - вязкости ацетона (п) и бензола (п) соответственно при температуре t_нж = 60°С, м_А = 0,841•10^-5 Па•с, м_Б = 0,848•10^-5 Па•с.

где м_А и м_Б - вязкости ацетона (п) и бензола (п) соответственно при температуре t_нж = 73°С, м_А = 0,876•10^-5 Па•с, м_Б = 0,882•10^-5 Па•с.

2.5 Массовые и объемные расходы компонентов

Расчет средних массовых расходов жидкости и пара произведем по формулам:

где G_в = G_н = G = 0,1466 кмоль/с.

Объемные расходы найдем по следующим формулам:



Для удобства и наглядности отобразим результаты расчетов в сводной таблице 3.

Таблица 3. Параметры потоков пара и жидкости в колонне.

№ п/п	Наименование потока	Размерность параметра
		кмоль/с	кг/кмоль	кг/м3	кг/с	м3/с
1	Жидкость в верхней части колонны	=0,1159	=62,1	=766	=7,2	=9,39•10-3
2	Жидкость в нижней части колонны	=0,1666	=71,4	=799	=11,89	=14,89•10-3
3	Пар в верхней части колонны	=0,1466	= 60,8	=1,22	=8,91	=7,29
4	Пар в нижней части колонны	=0,1466	=70,1	=1,38	=10,27	=7,44



3. Гидравлический расчет колонны

3.1 Коэффициент изменения нагрузки

В данном курсовом проекте по заданию изменение нагрузки в колонне не предусмотрено. В связи с этим коэффициент увеличения нагрузки K₄ и уменьшения K₃ примем равными 1:

3.2 Оценочная скорость пара

Оценочная скорость пара для верхней и нижней частей колонны рассчитывается по формулам (C = 0,1 для колпачковых тарелок):

3.3 Диаметр колонны

Диаметр для верхней и нижней частей колонны рассчитывается по формулам:



Так как диаметры для верха и низа колонны оказались близкими, из стандартного ряда диаметров колонн принимаем колонну диаметром D_к = 2 м.

3.4 Действительная скорость пара

Пересчитаем скорость пара для выбранного диаметра колонны. Действительная скорость пара в верхней части колонны:

Действительная скорость пара в нижней части колонны:

3.5 Относительная активная площадь тарелки

В справочнике [1, приложение 64] находим характеристики колпачковой тарелки ТСК-Р (при D_к = D_т): периметр слива l_w = 1,455 м; сечение перелива 0,33 м²; относительная площадь для прохода паров f_C = 12,2%.

Для расчета относительной рабочей площади тарелки необходимо найти относительное сечение перелива . Найдем его по формуле:



Относительную рабочую площадь тарелки найдем по формуле:

3.6 Максимально-допустимая скорость пара

Для расчета максимально-допустимой скорости пара в рабочем сечении тарелки необходимо найти фактор нагрузки в верхней и нижней частях колонны. Для верхней части колонны:

Для нижней части колонны:

Для вычисления поверхностного натяжения смеси необходимо найти молярную массу смеси для верхней и нижней частей колонны:

Поверхностное натяжение смеси для верхней части колонны рассчитывается по следующей формуле (при t_вж = 60°С):



где и - соответственно поверхностное напряжение ацетона и бензола для верхней части колонны при t_вж = 60°С; = 0,0186 Н/м, = 0,0237 Н/м [2, стр. 526]; с_А и с_Б - плотности ацетона и бензола соответственно при температуре t_вж = 60°С; с_А = 744,6 кг/м³, с_Б = 835,8 кг/м³ [1, приложение 2].

Поверхностное натяжение смеси для нижней части колонны рассчитывается по следующей формуле (при t_вж = 69°С):

где и - соответственно поверхностное напряжение ацетона и бензола для нижней части колонны при t_вж = 69°С; = 0,0175 Н/м, = 0,0226 Н/м [2, стр. 526]; с_А и с_Б - плотности ацетона и бензола соответственно при температуре t_нж = 69°С; с_А = 733,8 кг/м³, с_Б = 825,9 кг/м³.

Коэффициент поверхностного натяжения для верхней и нижней частей колонны:



Для проекта при первом расчете комплекса B₁ примем минимальное расстояние между тарелкам H_МТ = 0,4 м (при D_к > 1,0 м). Тогда значение комплекса = 0,069, = 0,074.

Максимально-допустимая скорость пара в рабочем сечении колонны для верхней и нижней частей:

Проверка условий допустимости скоростей пара для верхней и нижней частей колонны:

Видно, что условие не выполняется ни для верхней, ни для нижней частей колонны. Увеличивая расстояние между тарелками, и далее диаметр колонны, найдем, что условие будет выполняться лишь при D_к = 2,4 м, H_МТ = 0,5. Пересчитаем скорость пара для выбранного диаметра колонны. Действительная скорость пара в верхней и нижней частях колонны:



В справочнике [1, приложение 64] находим характеристики колпачковой тарелки ТСК-Р (при D_к = D_т): периметр слива l_w = 1,775 м; сечение перелива 0,505 м²; относительная площадь для прохода паров f_C = 12,3%.

Относительное сечение перелива:

Относительная рабочая площадь тарелки:

Для минимального расстояния между тарелкам H_МТ = 0,5 м значение комплекса = 0,085, = 0,089. Тогда максимально-допустимая скорость пара в рабочем сечении колонны для верхней и нижней частей:

Проверка условий допустимости скоростей пара для верхней и нижней частей колонны:

Условия выполняются.



3.7 Удельная нагрузка жидкости на сливную перегородку

Удельную нагрузку жидкости на сливную перегородку для верхней и нижней частей колонны найдем по формуле:

Проверка условий допустимости удельной нагрузки жидкости на сливную перегонку для верхней и нижней частей колонны:

Условия выполняются.

3.8 Подпор жидкости над сливным порогом

Для расчета подпора жидкости над сливным порогом необходимо вычислить фактор паровой нагрузки для верхней и нижней частей колонны:

Подпор жидкости над сливным порогом в верхней и нижней частях колонны:



3.9 Высота парожидкостного слоя

Рекомендуемая глубина барботажа в колонне (при P = 0,25 - 3 ат) [1, табл. 3.9, стр. 279].

Характеристики колпачковой тарелки (при D_к = 2,4): высота прорези колпачка h₃ = 0,02 м; зазор установки колпачка h₄ = 0,014 м; коэффициент гидравлического сопротивления ж = 6,2 [1, табл. 3.10, стр. 279].

Высоту парожидкостного слоя для верхней и нижней частей колонны найдем по формуле:

3.9 Высота сливного порога

Высота сливного порога для верхней и нижней частей колонны:

3.10 Градиент уровня

От градиента уровня зависит равномерность работы колпачковой тарелки. Градиент уровня для нижней и верхней частей колонны найдем по формуле:



где n_р - число рядов колпачков; n_р = 12 [1, приложение 69]. Тогда градиент уровня для нижней и верхней частей колонны:

3.11 Динамическая глубина барботажа

Динамическую глубину барботажа для колпачковых тарелок для верхней и нижней частей колонны найдем по формле:

3.12 Минимально-допустимая скорость пара

Для расчета минимально-допустимой скорости пара в рабочем сечении колонны необходимо выбрать комплекс B₂. При динамической глубине барботажа комплекс в верхней и нижней частях колонны соответственно [1, приложение 69].

Минимально-допустимая скорость пара в верхней и нижней частях колонны:



Коэффициент запаса сечения для верхней и нижней частей колонны:

> 1 и > 1, следовательно, скорость пара в колонне, даже при условии предельного уменьшения нагрузки, обеспечит равномерную работу тарелки и выбранное свободное сечение тарелки удовлетворяет требованиям. В таком случае фактическое свободное сечение тарелки принимается равным стандартному для рассчитываемой тарелки f₅ = f_c = 0,123; количество колпачков на тарелке принимается равным стандартному KP = KL = 168 шт.

3.13 Скорость пара в прорезях колпачков

Скорость пара в прорезях колпачков для верхней и нижней частей колонны:



где S₃ - сечение прорезей колпачка для h₃ = 0,02; S₃ = 0,00299 [1, приложение 69].

Максимальная скорость пара в прорезях колпачков для верхней и нижней частей колонны:

где B₅ - коэффициент формы прорезей колпачка для h₃ = 0,02; B₅ = 0,6260 [1, приложение 69].

Далее необходимо рассчитать степень открытия прорезей колпачка для верхней и нижней частей колонны и проверить условие :

Условие выполняется. Это означает, что пар проходит через все сечение прорезей и тарелка работает эффективно.

3.14 Фактор аэрации

Фактор аэрации для верхней и нижней частей колонны найдем по формуле:

3.15 Гидравлическое сопротивление тарелок

Гидравлическое сопротивление тарелок для верхней и нижней частей колонны найдем по уравнению:

3.16 Высота сепарационного пространства

Высоту сепарационного пространства между тарелками для верхней и нижней частей колонны найдем по уравнению:

где - коэффициент вспениваемости смеси; .



3.17 Межтарельчатый унос жидкости

Межтарельчатый унос жидкости для верхней и нижней частей колонны найдем по уравнению:

Межтарельчатый унос жидкости e проверяется на допустимый брызгоунос, который должен быть меньше 0,1. Как видно, условие выполняется.

3.18 Скорость жидкости в переливных устройствах

Для определения скорости жидкости в переливных устройствах необходимо сначала вычислить площадь поперечного сечения колонны:

Скорость жидкости в переливных устройствах для верхней и нижней частей колонны определяется как:



Скорость жидкости u должна быть меньше допустимой скорости u_д:

Видно, что действительные скорости жидкости в переливах меньше допустимых.



4. Тепловой расчет колонны

Тепловой расчет проводится с целью определения расхода греющего пара и охлаждающей воды.

Приход тепла в колонну связан с вводом тепла Q_F исходной жидкой смеси, подогретой до температуры кипения в подогревателе и тепла греющего пара Q_к, подводимого в кипятильник.

Расход тепла в колонне осуществляется:

· В холодильнике дистиллята Q_D

· В холодильнике кубового остатка Q_W

· В дефлегматоре Q_Д

4.1 Расход тепла

Удельная теплота конденсации дистиллята определяется по формуле:

где r₁ и r₂ - удельные теплоты конденсации низко- и высококипящего компонентов соответственно при t_D = 56,7°С [3, приложение 7]; , .

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе находится по уравнению:

где D - массовый расход дистиллята; D = 1,79 кг/с.

Теплоемкость исходной смеси при и xF = 54%:



где и - удельные теплоёмкости низко- и высококипящих компонентов смеси при заданной температуре; - массовая доля исходной смеси.

Теплоемкость дистиллята при и xD = 97%:

где - массовая доля дистиллята.

Теплоемкость кубового остатка при и xD = 97%:

где - массовая доля кубового остатка.

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

где - конечная температура смеси; .

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



где - конечная температура кубового остатка; .

4.2 Приход тепла

Тепло, получаемое в кипятильнике от греющего пара, находится по уравнению:

где D, W и F - соответственно массовые расходы дистиллята, кубового остатка и исходной смеси; 1,03 - коэффициент, учитывающий тепловые потери в размере 3% от полезно затрачиваемого тепла.

Подставив численные значения в уравнение, рассчитаем тепло, получаемое в кипятильнике от греющего пара:

Тепло, получаемое в паровом подогревателе исходной смеси:

где 1,05 - коэффициент, учитывающий тепловые потери в размере 5% от полезно затрачиваемого тепла;

4.3 Расход греющего пара

Расход греющего пара в кипятильнике:



где - удельная теплота парообразования [3, приложение 18]; ; - степень сухости пара. Примем влажность пара 5%, тогда .

Расход греющего пара в подогревателе исходной смеси:

Общий расход греющего пара:

4.4 Расход охлаждающей воды

Расход охлаждающей воды на конденсацию пара в дефлегматоре:

где и - теплоемкость и плотность воды при средней температуре; ; [3, приложение 3]; - конечная и начальная температуры воды. Вода греется от 20°С до 37°С, тогда .

Расход охлаждающей воды в водяном холодильнике дистиллята:



Расход охлаждающей воды в водяном холодильнике кубового остатка:

Общий расход охлаждающей воды:



5. Локальная эффективность контакта

5.1 Коэффициент диффузии пара

Для определения коэффициента диффузии пара воспользуемся формулой:

где T - средняя температура пара; T^вп = 333К и T^нп = 346К; U_А и U_Б - мольные объемы ацетона и бензола соответственно. Рассчитаем их на основе атомных объемов:

Подставив полученные значения в уравнение, рассчитаем коэффициент диффузии пара для верхней и нижней частей колонны:

5.3 Коэффициент диффузии жидкости

Коэффициент диффузии в жидких разбавленных бинарных смесях в верхней части колонны найдем по формуле:



где Ф - безразмерный параметр, учитывает ассоциацию молекул растворителя; Ф = 1; м_А и м_Б - вязкости ацетона и бензола соответственно при температуре t_вж = 60°С (T^в = 333К); м_А = 0,228•10^-3 Па•с, м_Б = 0,389•10^-3 Па•с.

Коэффициент диффузии в жидких разбавленных бинарных смесях в нижней части колонны найдем по формуле:

где м_А и м_Б - вязкости ацетона и бензола соответственно при температуре t_нж = 69°С (T^н = 342К), м_А = 0,213•10^-3 Па•с, м_Б = 0,351•10^-3 Па•с.

Коэффициент диффузии растворенного вещества в верхней части колонны найдем по формуле:



где x - мольная доля растворенного вещества; x = 0,795 мол. дол.

Подставив численные значения в формулу, получим:

Коэффициент диффузии растворенного вещества в нижней части колонны найдем по формуле:

где x - мольная доля растворенного вещества; x = 0,33 мол. дол.

Подставив численные значения в формулу, получим:

5.4 Число единиц переноса

Число единиц переноса в паровой фазе для верхней и нижней частей колонны найдем по формуле:

Число единиц переноса в жидкой фазе для верхней части колонны найдем по формуле:



где ;

Число единиц переноса в жидкой фазе для нижней части колонны найдем по формуле:

где ;

5.5 Фактор отклонения

Среднее значение тангенсов угла наклона линии равновесия для верхней и нижней частей колонны:

Фактор отклонения для верхней и нижней частей колонны:



5.6 Общее число единиц переноса

Общее число единиц переноса для верхней и нижней частей колонны определим по формуле:

5.7 Локальная эффективность тарелок

Локальную эффективность тарелок для верхней и нижней частей колонны найдем по формуле:



6. Эффективность тарелок по Мэрфри

6.1 Коэффициент турбулентной диффузии

Коэффициент турбулентной диффузии для верхней и нижней частей колонны найдем по формуле:

6.2 Критерии Фурье

Критерии Фурье для тарелок в верхней и нижней частях колонны:

где

6.3 Эффективность тарелок

Эффективность тарелок в верхней части колонны определим по уравнению:



где

Подставив численные значения в уравнение, получим:

Эффективность тарелок в нижней части колонны определим по уравнению:

где

Подставив численные значения в уравнение, получим:

6.4 Число действительных тарелок

Число действительных тарелок в верхней и нижней частях колонны определим по уравнению:



Общее число действительных тарелок определим по уравнению:

6.5 Высота колонны

Высоту верхней и нижней рабочих частей колонны определим по уравнению:

Общую высоту колонны определим по уравнению:

где и - расстояния соответственно между верхней тарелкой и крышкой колонны, между днищем и нижней тарелкой [3, стр. 34].

6.6 Гидравлическое сопротивление колонны

Гидравлическое сопротивление верхней и нижней рабочих частей колонны определим по уравнению:

Общее гидравлическое сопротивление рабочей части колонны определим по уравнению:



7. Расчет штуцеров

Внутренний диаметр штуцеров рассчитаем по следующей формуле:

где w - скорость движения перекачиваемой среды. Примем w_п = 20 м/с (при ), w_ж = 2,5 м/с [4, стр. 16].

Внутренний диаметр штуцера для исходной смеси:

где - плотность исходной смеси при t_F = 62°С:

Примем стандартный диаметр = 50 мм.

Внутренний диаметр штуцера на входе и выходе пара в колонну:



Примем стандартный диаметр = 800 мм.

Внутренний диаметр штуцера на входе флегмы в колонну:

Примем стандартный диаметр = 80 мм.

Внутренний диаметр штуцера на выходе жидкости (кубового остатка) из колонны:

Примем стандартный диаметр = 100 мм.



Заключение

Далее в сводной таблице 4 указаны основные параметры ректификационной колонны.

Таблица 4. Основные параметры ректификационной колонны

Наименование параметра	Значение
Производительность F, т/ч	12
Состав исходной смеси	ацетон-бензол
Концентрация исходной смеси хF, % масс.	54
Концентрация кубового остатка хW, % масс.	4
Концентрация дистиллята хD, % масс.	97
Расход дистиллята D, кг/c	1,79
Расход кубового остатка W, кг/c	1,54
Флегмовое число R	3,78
Диаметр колонны, мм	2400
Межтарельчатое расстояние, м	0,5
Число тарелок, шт	36
Высота верхней рабочей части колонны, м	13,5
Высота нижней рабочей части колонны, м	4,5
Общая высота ректификационной колонны, м	21,4
Локальная эффективность тарелок в верхней части колонны	0,46
Локальная эффективность тарелок в нижней части колонны	0,44
Эффективность тарелок в верхней части колонны по Мэрфри	0,55
Эффективность тарелок в нижней части колонны по Мэрфри	0,57
Гидравлическое сопротивление колонны, Па	38078,41
Расход греющего пара, кг/с	2,91
Расход воды на охлаждение, м3/ч	0,067
Диаметр штуцера на входе пара в колонну, мм	800
Диаметр штуцера на выходе пара из колонны, мм	800
Диаметр штуцера на входе исходной смеси, мм	50
Диаметр штуцера на входе флегмы, мм	80
Диаметр штуцера на выходе жидкости из куба, мм	100

химический паровой колонна фурье



Список литературы

1. Ульянов Б.А., Бадеников А.В., Щелкунов Б.И., Ликучев В.Г. Процессы и аппараты химической технологии. Учебное пособие - Ангарск: издательство АГТА, 2003 г. - 611 с.

2. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.Л. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 1981. - 568 с.

3. Рыбалко Л.И., Щукина Л.В., Подоплелов Е.В., Дементьев А.И. Расчет ректификационной установки непрерывного действия. Учебное пособие по курсовому проектированию процессов и аппаратов химической технологии - Ангарск: Изд-во Ангарской государственной технической академии, 2014 г. - 90 с.

4. Дытнерский Ю.И., Борисов Г.С., Брыков В.П. Основные процессы и аппараты химической технологии: пособие по проектированию. - М.: Химия, 1991. - 496 с.

Размещено на Allbest.ru

...