Курсовая на тему Спроектировать ректификационную установку для разделения бензол толуол
Работа добавлена на сайт bukvasha.net: 2014-12-03Поможем написать учебную работу
Если у вас возникли сложности с курсовой, контрольной, дипломной, рефератом, отчетом по практике, научно-исследовательской и любой другой работой - мы готовы помочь.
![](https://bukvasha.net/assets/images/emoji__ok.png)
Предоплата всего
от 25%
![](https://bukvasha.net/assets/images/emoji__signature.png)
Подписываем
договор
ФЕДЕРАЛЬНОЕ АГЕНТСТВО ПО ОБРАЗОВАНИЮ
АНГАРСКАЯ ГОСУДАРСТВЕННАЯ ТЕХНИЧЕСКАЯ АКАДЕМИЯ
КАФЕДРА МАШИН И АППАРАТОВ ХИМИЧЕСКИХ ПРОИЗВОДСТВ
КУРСОВОЕ ПРОЕКТИРОВАНИЕ
по процессам и аппаратам химической технологии на тему:
«Спроектировать ректификационную установку для разделения
бензол – толуол»
Проектировал студент
гр. Мху – 06 – 1
Руководитель проекта
Подоплелов Е. В.
Ангарск, 2009
СОДЕРЖАНИЕ
\t "Заг. мой 1;2;Заг. мой;1" 1 ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА
2 ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АППАРАТА
2.1 Материальный баланс колонны
2.2 Пересчет массовых долей
2.3 Расчет рабочего флегмового числа
2.4 Расчет физико-химических параметров процесса колонны
2.5 Определение диаметра колонны
2.6 Определение тангенса угла наклона
2.7 Определение высоты колонны
2.8 Гидравлический расчет колонны
2.9 Расчет патрубков
2.10 Расчет кипятильника
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1 ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА
Ректификация – частичное или полное разделение гомогенных жидких смесей на компоненты в результате различия их летучести и противоточного взаимодействия жидкости, получаемой при конденсации паров, и пара, образующегося при перегонке.
Ректификация широко распространена в химической технологии и применяется для получения разнообразных продуктов в чистом виде, а также для разделения газовых смесей после их сжижения (разделение воздуха на кислород и азот, разделение углеводородных газов и др.).
Процесс ректификации не применяется при разделении чувствительных к повышенным температурам веществ, при извлечении ценных продуктов или вредных примесей из сильно разбавленных растворов, разделении смесей близкокипящих компонентов.
Технологическая схема процесса ректификации представленная на рис.1.
Исходную смесь из промежуточной емкости-1 центробежным насосом-2 подают в теплообменник-3, где подогревают до температуры кипения и подают в колонну на ту тарелку, где кипит смесь того же состава хF, т.е. на верхнюю тарелку нижней исчерпывающей части колонны. Верхняя часть колонны называется укрепляющей по легколетучему компоненту.
Внутри ректификационной колонны-4 расположены контактные устройства в виде тарелок или насадки. Снизу вверх по колонне движется пар, поступающий из выносного куба – испарителя (кипятильника)-5 (куб – испаритель может размещаться и непосредственно под колонной). На каждой тарелки происходит частичная конденсация пара труднолетучего компонента и за счет конденсации – частичное испарение легколетучего компонента. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка хW, т.е. обеднен легколетучим компонентом. Таким образом, пар, выходящий из куба – испарителя и представляющий собой почти чистый труднолетучий компонент, по мере движения вверх обогащается легколетучим компонентом и покидает колонну в виде почти чистого пара легколетучего компонента. Для полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава хР, получаемой в дефлегматоре-6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Пар конденсируется в дефлегматоре, охлаждаемом водой. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения – дистиллята, который охлаждается в теплообменнике-7 и направляется в промежуточную емкость-8. Флегма, стекая по колонне и взаимодействуя с паром, обогащается труднолетучим компонентом.
Из куба – испарителя отводят нижний продукт или кубовый остаток.
Из кубовой части колонны насосом-9 непрерывно выводится кубовая жидкость – продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике-10 и направляется в емкость-11.
Рис. 1. Технологическая схема ректификационной установки
2 ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АППАРАТА
2.1 Материальный баланс колонны
Производительность колонны по дистилляту Р и кубовому остатку W определяется из уравнений материального баланса:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290878.zip)
,
где F, Р, W – расход исходной смеси, дистиллята, кубового остатка, кг/с;
ХF, ХР, ХW – концентрация низкокипящего компонента в исходной смеси, кубовой остатке и дистилляте.
F = 10000 кг/ч = 2,78 кг/с
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290879.zip)
= 1,26 кг/с
W = 2,78 – 1,26 = 1,52 кг/с
2.2 Пересчет массовых долей
Пересчет массовых долей в мольные:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290880.zip)
,
где MA и MБ – молярные массы низкокипящего (бензол) и высококипящего (толуол) компонентов, кг/кмоль.
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290881.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290882.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290883.zip)
2.3 Расчет рабочего флегмового числа
Для технологического расчета ректификационной колонны необходимо построить равновесную зависимость между жидкостью и паром для смеси в координатах У–X и t–X,У.
Определяем минимальное флегмовое число:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290884.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290885.zip)
– концентрация легколетучего компонента в паре, находящегося в равновесии с исходной смесью XF (графика У–X). = 70,5 %
Рабочее флегмовое число определяется как ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290886.zip)
,
где β – коэффициент избытка флегмы (β = 1,02÷3,5).
Определяется рабочее флегмовое число R, отрезок B, число теоретических тарелок в колонне nT, путем вписывания «ступенек» между равновесной и рабочими линиями. Рабочие линии строятся для каждого отрезка ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290887.zip)
. Результаты расчетов заносим в таблицу 2.
Таблица 2
Строится график в координатах ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290888.zip)
и из точки минимума на кривой определяется оптимальное рабочее флегмового число R: Rопт = 2,2 при ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290889.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290890.zip)
2.4 Расчет физико-химических параметров процесса колонны
Средние массовые расходы жидкости для верхней и нижней частей колонны определяются из соотношений:
LB = P · R = Ф = 4421 · 2,2 = 9726,2 кг/ч
LH = Ф + F = P · R + F = 9726,2 + 10000 = 19726,2 кг/ч
Средний расход пара по колонне постоянен:
G = P · (R + 1) = 4421 · (2,2 + 1) = 14147,2 кг/ч
средние концентрации жидкости:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290891.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290892.zip)
средние концентрации пара:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290893.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290894.zip)
где ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290895.zip)
; ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290896.zip)
; ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290897.zip)
(график Х-У).
По диаграмме ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290898.zip)
при средних концентрациях пара и жидкости определяются средние температуры пара, °С:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290899.zip)
а) средние мольные массы жидкости:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290900.zip)
;
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290901.zip)
б) средние мольные массы пара:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290902.zip)
;
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290903.zip)
в) средние плотности пара:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290904.zip)
;
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290905.zip)
,
г) средние плотности жидкости:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290906.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290907.zip)
; ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290908.zip)
,
где ρ1 и ρ2 – плотности массы соответственно низкокипящего и высококипящего компонентов при температурах ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290909.zip)
= 88,5ºС и ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290910.zip)
= 103ºС
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290911.zip)
и ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290912.zip)
– среднее массовые концентрации жидкости вверху и внизу колонны:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290913.zip)
; ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290914.zip)
,
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290915.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290916.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290917.zip)
; ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290918.zip)
= 800 кг/м3
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290919.zip)
; ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290920.zip)
= 787,4 кг/м3
д) средние вязкости пара:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290921.zip)
; ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290922.zip)
где ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290923.zip)
и ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290924.zip)
– среднее мольные массы пара в верху и низу колонны, кг/кмоль;
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290925.zip)
и ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290926.zip)
– вязкости низкокипящего и высококипящего компонентов паровой смеси при температурах ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290909.zip)
и ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290910.zip)
, мПа·с
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290927.zip)
, ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290928.zip)
0,92 · 10-2 мПа·с;
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290929.zip)
, ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290930.zip)
0,923· 10-2 мПа·с
е) средние вязкости жидкости:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290931.zip)
,
где ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290925.zip)
и ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290926.zip)
– вязкости НК и ВК компонентов жидкости при ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290932.zip)
, мПа·с (табл. 2).
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290933.zip)
; ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290934.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290935.zip)
; ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290936.zip)
2.5 Определение диаметра колонны
Рабочая скорость пара для насадочной колонны:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290937.zip)
,
где ρп и ρж – плотность пара и жидкости.
Насадка – Кольца Рашига 25х25х3.
f=200м2/м3
Е=0,74 м2/м3
Низ колонны:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290938.zip)
Верх колонны:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290939.zip)
Диаметр колонны рассчитывают отдельно для верхней и нижней частей колонны:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290940.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290941.zip)
Рассчитанные диаметры верхней и нижней частей колонны отличаются друг от друга на 3,5% < 10%, принимаем колонну одного диаметра, равного: D=1600 мм.
Принимаю d аппарата равным1600 мм с насыпной насадкой, перераспределительными тарелками типа ТСН-ll (ОСТ 26-705-73) и распределительной тарелкой типа ТСН-lll (ОСТ 26-705-73).
Рабочая скорость пара в колонне при выбранном диаметре:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290942.zip)
2.6 Определение тангенса угла наклона
Коэффициент массопередачи зависит от угла наклона кривой равновесия, причем этот угол является переменной величиной. Поэтому линию равновесия из графика Х-У (рис. 1) разбивают на равные участки вертикальными линиями, проведенными через точки Х1 = 0,1; Х2= 0,2 и т. д. Для каждого участка определяют тангенс угла наклона отрезка кривой равновесия:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290943.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290944.zip)
2.7 Определение высоты колонны Расчет высоты насадки методом ВЭТТ:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290945.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290946.zip)
Действительная высота насадки:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290947.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290948.zip)
Общая высота насадки:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290949.zip)
Высота колонны определяется по формуле:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290950.zip)
,
где ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290951.zip)
, ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290952.zip)
– высота соответственно сепарационной части колонны, расстояние между днищем колонны и тарелкой.
2.8 Гидравлическое сопротивление слоя орошаемой насадки
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290953.zip)
где ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290954.zip)
- гидравлическое сопротивление сухой насадки, Па.
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290955.zip)
,
где ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290956.zip)
- свободный объём насадки, ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290956.zip)
=0,74 м3/м3;
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290957.zip)
- эквивалентный диаметр насадки, ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290957.zip)
=0,015 м;
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290958.zip)
- коэффициент сопротивления сухой насадки.
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290959.zip)
,
где ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290960.zip)
- удельная поверхность насадки, ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290960.zip)
=200 м2/м3.
Гидравлическое сопротивление для верхней части колонны:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290961.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290962.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290963.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290964.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290965.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290966.zip)
Гидравлическое сопротивление для нижней части колонны:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290967.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290968.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290969.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290970.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290971.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290972.zip)
Общее гидравлическое сопротивление для всей колонны:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290973.zip)
2.9 Расчет патрубков
Внутренний диаметр патрубка определяется из уравнений расхода:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290974.zip)
, откуда ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290975.zip)
,
где G – массовый расход перекачиваемой среды, кг/с;
ρ – плотность среды, кг/м3;
ω – скорость движения жидкости, м/с
Внутренний диаметр штуцера для вывода дистиллята из колонны:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290976.zip)
Стандартный диаметр патрубка dу =200 мм (наружный диаметр 219 мм , толщина стенки 6 мм ).
Внутренний диаметр штуцера для ввода пара в колонну:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290977.zip)
Стандартный диаметр патрубка dу =300 мм (наружный диаметр 325 мм , толщина стенки 8 мм ).
Внутренний диаметр штуцера на входе исходной смеси в колонну:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290978.zip)
,
Стандартный диаметр патрубка dу =100 мм (наружный диаметр 108 мм , толщина стенки 5 мм ) [2, прил. 7].
Внутренний диаметр штуцера на выходе кубового остатка из колонны:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290979.zip)
Стандартный диаметр патрубка dу =80 мм (наружный диаметр 89 мм , толщина стенки 4 мм ).
2.10 Расчет кипятильника
Исходные данные:
Количество паров воды для конденсации G1 = 3,93 кг/с; удельная теплота парообразования смеси (толуола) r1 = 362,5 кДж/кг при температуре кипения tк = 110ºС. В качестве теплоносителя использовать водяной пар с абсолютным давлением 5 кгс/см2. Влияние примеси бензола на теплоотдачу не учитывать.
Тепловая нагрузка аппарата:
Q = G1 · r1 = 3,93 · 362,5·103 = 1424,63·103 Вт
Расход воды:
G2 = ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290980.zip)
,
где r2=2117·103 Дж/кг – удельная теплота парообразования водяного пара при температуре конденсации tконд=151,1 ºС
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290981.zip)
Средняя разность температур:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290982.zip)
Примем ориентировочный коэффициент теплопередачи от конденсирующего пара к воде (конденсатор) (4, табл. 3) Кор = 1000 Вт/м2·К, тогда требуемая площадь поверхности теплообменника:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290983.zip)
Поверхность, близкую к ориентировочной имеет теплообменник с высотой труб Н=2,0 м и диаметром кожуха D=0,6 м и поверхностью теплообмена F=40 м2. Испарители могут быть только одноходовыми, с диаметром труб d=25x2 мм.
Проведу уточненный расчет:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290984.zip)
,
где ρ1=777 кг/м2 ; λ1=0,116 Вт/(м ·К); μ=0,251 ·10-3 Па·с; σ1=18,35·10-3 Н/м - физико-химические характеристики жидкого толуола при tкип=110ºС
Значение коэффициента b определяется по формуле:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290985.zip)
,
где ρп – плотность паров толуола, при tкип=110ºС
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290986.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290987.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290988.zip)
Коэффициент теплоотдачи для пара, конденсирующегося на наружной поверхности труб высотой Н, определяется:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290989.zip)
,
где ρ2=932 кг/м2 ; λ2=0,683 Вт/(м ·К); μ2=0,207 ·10-3 Па·с – физико-химические характеристики конденсата воды при tконд=132,9ºС
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290990.zip)
Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290991.zip)
,
где ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290992.zip)
- толщина стенки, ![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290993.zip)
мм;
λст – теплопроводность нержавеющей стали, λст =17,5 Вт/(мК)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290994.zip)
Коэффициент теплопередачи:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290995.zip)
Удельная тепловая нагрузка:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290996.zip)
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290997.zip)
откуда
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290998.zip)
Это уравнение решается графически, задаваясь значением q. В качестве первого приближения принимается ориентировочное значение удельной тепловой нагрузки:
![](https://bukvasha.net/img/30/dopb290999.zip)
q=40000 Вт/м2 у =2,55
q=38000 Вт/м2 y =0,93
q=37000 Вт/м2 y =0,15
при у=0 q=36800 Вт/м2
Требуемая поверхность F=1424630/36800=38,71 м2
Выбранный из каталога теплообменник с F=40 м2; D=600 мм; Z=1; n=257; H=2,0 м; d=25x2 мм подходит, так как присутствует запас поверхности.
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1. К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л.: Химия, 1987.
2. Методические указания по курсовому проектированию процессов и аппаратов химической технологии. «Расчет ректификационной установки непрерывного действия». – Ангарск, АГТА, 2000.
3. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 2-е изд., перераб. и дополн.- М.: Химия, 1991.
4. Расчет теплообменников. Справочно-методические указания по курсовому проектированию процессов и аппаратов химической технологии. Составили: Л. И. Рыбалко, Л. В. Щукина. Ангарская государственная техническая академия. – Ангарск: АГТА, 2001.
АНГАРСКАЯ ГОСУДАРСТВЕННАЯ ТЕХНИЧЕСКАЯ АКАДЕМИЯ
КАФЕДРА МАШИН И АППАРАТОВ ХИМИЧЕСКИХ ПРОИЗВОДСТВ
КУРСОВОЕ ПРОЕКТИРОВАНИЕ
по процессам и аппаратам химической технологии на тему:
«Спроектировать ректификационную установку для разделения
бензол – толуол»
Проектировал студент
гр. Мху – 06 – 1
Руководитель проекта
Подоплелов Е. В.
Ангарск, 2009
СОДЕРЖАНИЕ
\t "Заг. мой 1;2;Заг. мой;1" 1 ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА
2 ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АППАРАТА
2.1 Материальный баланс колонны
2.2 Пересчет массовых долей
2.3 Расчет рабочего флегмового числа
2.4 Расчет физико-химических параметров процесса колонны
2.5 Определение диаметра колонны
2.6 Определение тангенса угла наклона
2.7 Определение высоты колонны
2.8 Гидравлический расчет колонны
2.9 Расчет патрубков
2.10 Расчет кипятильника
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1 ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА
Ректификация – частичное или полное разделение гомогенных жидких смесей на компоненты в результате различия их летучести и противоточного взаимодействия жидкости, получаемой при конденсации паров, и пара, образующегося при перегонке.
Ректификация широко распространена в химической технологии и применяется для получения разнообразных продуктов в чистом виде, а также для разделения газовых смесей после их сжижения (разделение воздуха на кислород и азот, разделение углеводородных газов и др.).
Процесс ректификации не применяется при разделении чувствительных к повышенным температурам веществ, при извлечении ценных продуктов или вредных примесей из сильно разбавленных растворов, разделении смесей близкокипящих компонентов.
Технологическая схема процесса ректификации представленная на рис.1.
Исходную смесь из промежуточной емкости-1 центробежным насосом-2 подают в теплообменник-3, где подогревают до температуры кипения и подают в колонну на ту тарелку, где кипит смесь того же состава хF, т.е. на верхнюю тарелку нижней исчерпывающей части колонны. Верхняя часть колонны называется укрепляющей по легколетучему компоненту.
Внутри ректификационной колонны-4 расположены контактные устройства в виде тарелок или насадки. Снизу вверх по колонне движется пар, поступающий из выносного куба – испарителя (кипятильника)-5 (куб – испаритель может размещаться и непосредственно под колонной). На каждой тарелки происходит частичная конденсация пара труднолетучего компонента и за счет конденсации – частичное испарение легколетучего компонента. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка хW, т.е. обеднен легколетучим компонентом. Таким образом, пар, выходящий из куба – испарителя и представляющий собой почти чистый труднолетучий компонент, по мере движения вверх обогащается легколетучим компонентом и покидает колонну в виде почти чистого пара легколетучего компонента. Для полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава хР, получаемой в дефлегматоре-6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Пар конденсируется в дефлегматоре, охлаждаемом водой. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения – дистиллята, который охлаждается в теплообменнике-7 и направляется в промежуточную емкость-8. Флегма, стекая по колонне и взаимодействуя с паром, обогащается труднолетучим компонентом.
Из куба – испарителя отводят нижний продукт или кубовый остаток.
Рис. 1. Технологическая схема ректификационной установки
2 ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АППАРАТА
2.1 Материальный баланс колонны
Производительность колонны по дистилляту Р и кубовому остатку W определяется из уравнений материального баланса:
где F, Р, W – расход исходной смеси, дистиллята, кубового остатка, кг/с;
ХF, ХР, ХW – концентрация низкокипящего компонента в исходной смеси, кубовой остатке и дистилляте.
F = 10000 кг/ч = 2,78 кг/с
W = 2,78 – 1,26 = 1,52 кг/с
2.2 Пересчет массовых долей
Пересчет массовых долей в мольные:
где MA и MБ – молярные массы низкокипящего (бензол) и высококипящего (толуол) компонентов, кг/кмоль.
2.3 Расчет рабочего флегмового числа
Для технологического расчета ректификационной колонны необходимо построить равновесную зависимость между жидкостью и паром для смеси в координатах У–X и t–X,У.
Определяем минимальное флегмовое число:
Рабочее флегмовое число определяется как
где β – коэффициент избытка флегмы (β = 1,02÷3,5).
Определяется рабочее флегмовое число R, отрезок B, число теоретических тарелок в колонне nT, путем вписывания «ступенек» между равновесной и рабочими линиями. Рабочие линии строятся для каждого отрезка
Таблица 2
β | R | В | nТ | пТ (R + 1) |
1,2 | 1,56 | 38,4 | 17,8 | 45,57 |
1,5 | 1,95 | 33,3 | 14,2 | 41,89 |
1,8 | 2,34 | 29,4 | 12,5 | 41,75 |
2,5 | 3,25 | 23,1 | 11 | 46,75 |
3,5 | 4,08 | 19,4 | 10,3 | 52,33 |
4,5 | 5,4 | 15,4 | 9,5 | 60,8 |
2.4 Расчет физико-химических параметров процесса колонны
Средние массовые расходы жидкости для верхней и нижней частей колонны определяются из соотношений:
LB = P · R = Ф = 4421 · 2,2 = 9726,2 кг/ч
LH = Ф + F = P · R + F = 9726,2 + 10000 = 19726,2 кг/ч
Средний расход пара по колонне постоянен:
G = P · (R + 1) = 4421 · (2,2 + 1) = 14147,2 кг/ч
средние концентрации жидкости:
средние концентрации пара:
где
По диаграмме
а) средние мольные массы жидкости:
б) средние мольные массы пара:
в) средние плотности пара:
г) средние плотности жидкости:
где ρ1 и ρ2 – плотности массы соответственно низкокипящего и высококипящего компонентов при температурах
д) средние вязкости пара:
где
е) средние вязкости жидкости:
где
2.5 Определение диаметра колонны
Рабочая скорость пара для насадочной колонны:
где ρп и ρж – плотность пара и жидкости.
Насадка – Кольца Рашига 25х25х3.
f=200м2/м3
Е=0,74 м2/м3
Низ колонны:
Верх колонны:
Диаметр колонны рассчитывают отдельно для верхней и нижней частей колонны:
Рассчитанные диаметры верхней и нижней частей колонны отличаются друг от друга на 3,5% < 10%, принимаем колонну одного диаметра, равного: D=1600 мм.
Принимаю d аппарата равным
Рабочая скорость пара в колонне при выбранном диаметре:
2.6 Определение тангенса угла наклона
Коэффициент массопередачи зависит от угла наклона кривой равновесия, причем этот угол является переменной величиной. Поэтому линию равновесия из графика Х-У (рис. 1) разбивают на равные участки вертикальными линиями, проведенными через точки Х1 = 0,1; Х2= 0,2 и т. д. Для каждого участка определяют тангенс угла наклона отрезка кривой равновесия:
2.7 Определение высоты колонны Расчет высоты насадки методом ВЭТТ:
Действительная высота насадки:
Общая высота насадки:
Высота колонны определяется по формуле:
где
2.8 Гидравлическое сопротивление слоя орошаемой насадки
где
где
где
Гидравлическое сопротивление для верхней части колонны:
Гидравлическое сопротивление для нижней части колонны:
Общее гидравлическое сопротивление для всей колонны:
2.9 Расчет патрубков
Внутренний диаметр патрубка определяется из уравнений расхода:
где G – массовый расход перекачиваемой среды, кг/с;
ρ – плотность среды, кг/м3;
ω – скорость движения жидкости, м/с
Внутренний диаметр штуцера для вывода дистиллята из колонны:
Стандартный диаметр патрубка dу =
Внутренний диаметр штуцера для ввода пара в колонну:
Стандартный диаметр патрубка dу =
Внутренний диаметр штуцера на входе исходной смеси в колонну:
Стандартный диаметр патрубка dу =
Внутренний диаметр штуцера на выходе кубового остатка из колонны:
Стандартный диаметр патрубка dу =
2.10 Расчет кипятильника
Исходные данные:
Количество паров воды для конденсации G1 = 3,93 кг/с; удельная теплота парообразования смеси (толуола) r1 = 362,5 кДж/кг при температуре кипения tк = 110ºС. В качестве теплоносителя использовать водяной пар с абсолютным давлением 5 кгс/см2. Влияние примеси бензола на теплоотдачу не учитывать.
Тепловая нагрузка аппарата:
Q = G1 · r1 = 3,93 · 362,5·103 = 1424,63·103 Вт
Расход воды:
G2 =
где r2=2117·103 Дж/кг – удельная теплота парообразования водяного пара при температуре конденсации tконд=151,1 ºС
Средняя разность температур:
Примем ориентировочный коэффициент теплопередачи от конденсирующего пара к воде (конденсатор) (4, табл. 3) Кор = 1000 Вт/м2·К, тогда требуемая площадь поверхности теплообменника:
Поверхность, близкую к ориентировочной имеет теплообменник с высотой труб Н=2,0 м и диаметром кожуха D=0,6 м и поверхностью теплообмена F=40 м2. Испарители могут быть только одноходовыми, с диаметром труб d=25x2 мм.
Проведу уточненный расчет:
где ρ1=777 кг/м2 ; λ1=0,116 Вт/(м ·К); μ=0,251 ·10-3 Па·с; σ1=18,35·10-3 Н/м - физико-химические характеристики жидкого толуола при tкип=110ºС
Значение коэффициента b определяется по формуле:
где ρп – плотность паров толуола, при tкип=110ºС
Коэффициент теплоотдачи для пара, конденсирующегося на наружной поверхности труб высотой Н, определяется:
где ρ2=932 кг/м2 ; λ2=0,683 Вт/(м ·К); μ2=0,207 ·10-3 Па·с – физико-химические характеристики конденсата воды при tконд=132,9ºС
Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений:
где
λст – теплопроводность нержавеющей стали, λст =17,5 Вт/(мК)
Коэффициент теплопередачи:
Удельная тепловая нагрузка:
откуда
Это уравнение решается графически, задаваясь значением q. В качестве первого приближения принимается ориентировочное значение удельной тепловой нагрузки:
q=40000 Вт/м2 у =2,55
q=38000 Вт/м2 y =0,93
q=37000 Вт/м2 y =0,15
при у=0 q=36800 Вт/м2
Требуемая поверхность F=1424630/36800=38,71 м2
Выбранный из каталога теплообменник с F=40 м2; D=600 мм; Z=1; n=257; H=2,0 м; d=25x2 мм подходит, так как присутствует запас поверхности.
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1. К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л.: Химия, 1987.
2. Методические указания по курсовому проектированию процессов и аппаратов химической технологии. «Расчет ректификационной установки непрерывного действия». – Ангарск, АГТА, 2000.
3. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 2-е изд., перераб. и дополн.- М.: Химия, 1991.
4. Расчет теплообменников. Справочно-методические указания по курсовому проектированию процессов и аппаратов химической технологии. Составили: Л. И. Рыбалко, Л. В. Щукина. Ангарская государственная техническая академия. – Ангарск: АГТА, 2001.