Проектування ректифікаційної установки

Тип работы:
Курсовая
Предмет:
Производство и технологии


Узнать стоимость

Детальная информация о работе

Выдержка из работы

ВСТУП

Ректифікація — процесів масообміну поділу однорідної суміші летких компонентів, здійснюваний шляхом протитечії багаторазового взаємодії пари, що утворюються при перегонці, з рідиною, що утворюється при конденсації цієї пари.

Поділ рідкої суміші засноване на різній летючості речовин. При ректифікації вихідна суміш ділиться на дві частини: дистилят — суміш, збагачену низько киплячих компонентом, і кубовий залишок — суміш, збагачену високо киплячих компонентах.

Процес ректифікації здійснюється в ректифікаційній установці, основним апаратом якої є ректифікаційна колона, в якій пари рідини, яка переганяється, піднімаються знизу, а назустріч парам стікає рідина, що подається у вигляді флегми у верхній частині апарата. Може протікати при атмосферному тиску, а також при тисках вище або нижче атмосферного. Під вакуумом ректифікацію проводять, коли розділенню підлягають високо киплячі рідкі суміші. Підвищений тиск застосовують для розділення сумішей, що знаходяться в газоподібному стані при більш низькому тиску. Атмосферний тиск приймають при поділі сумішей, що мають температуру кипіння від 30 до 150 °C.

Ступінь поділу суміші рідин на складові компоненти і чистота одержуваного дистиляту і кубового залишку залежать від того, наскільки розвинена поверхня контакту фаз, від кількості подаваної на зрошення флегми і пристрої ректифікаційної колони.

1. ФІЗИКО-ХІМІЧНІ ОСНОВИ ПРОЦЕСУ РЕКТИФІКАЦІЇ

Сутність процесу ректифікації можна розглянути при прикладі поділу двокомпонентної суміші. При ректифікації вихідна суміш ділиться на дві частини: частина, збагачену легко летким компонентом, — дистилят, і частина, збіднену легко летким компонентом — залишок.

Зазвичай ректифікаційні апарати складаються з двох частин або ступенів — верхній і нижній, кожна з яких представляє собою будь-яким способом організовану поверхню контакту фаз між парою і рідиною.

У нижньому ступені вихідна суміш, яку піддають поділу суміші, взаємодіє з парою, початковий склад якого дорівнює складу залишку; внаслідок цього із суміші витягується легко леткий компонент.

Розглядаючи взаємодію пари і рідини в ректифікаційних апаратах, можна зробити наступні припущення:

а) молярні теплоти випаровування компонентів однакові, тому кожен кілограм-моль пара при конденсації випаровує відповідно кілограм-моль рідини і, отже, молярний потік пари, що рухається в апараті знизу вгору, однаковий при будь-якому перетині апарата;

б) при конденсації пари в пристрої агрегату не відбувається зміни складу пари, і, отже, склад пара, що минає з ректифікаційного апарату, дорівнює складу дистиляту;

в) при випаровуванні рідини в нижній частині агрегату випарника не відбувається зміни її складу і, отже, склад пари, що утворюється у випарнику, дорівнює складу залишку.

Кількість дистиляту, отриманого в конденсаторі, дорівнює кількості пара, що направляється у цей пристрій. Отриманий в конденсаторі дистилят ділиться на дві частини — одна частина направляється в колону (флегма), інша відбирається продуктом (дистилят).

Нехай для отримання 1 кмоль дистиляту необхідні випаровування D кмоль рідини і повернення в апарат шляхом конденсації для взаємодії з паровим потоком R кмоль. Останню величину назвемо флегмовим числом; воно являє собою відношення кількості повернутого в колону дистиляту (флегми) до кількості зворотного дистиляту у вигляді продукту.

Кількість пари, отриманого в нижній частині ректифікаційного апарату, що проходить по колоні і переходить в конденсатор:

або.

Отримана рівність доводить, що поділ суміші при ректифікації можливо в результаті взаємодії потоків пари і рідин в ректифікаційних апаратів при кратності випару (R +1) і кратності конденсації R.

Нехай кількість взаємодіючих парів G моль, а рідини L моль. Тоді, згідно з прийнятими позначеннями, G = (R +1) * Gp, L = RGp — для верхньої частини ректифікаційного апарату і L = (R + F) * Gp, для нижньої частини апарату.

Для довільного перетину верхньої частини апарата отримаємо:

Для довільного перетину нижньої частини апарата знайдемо:

Ці рівняння є рівняннями ліній робочих концентрацій для верхньої та нижньої частини ректифікаційного апарату.

2. ОПИС ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ РЕКТИФІКАЦІЇ

Вихідну суміш з ємності 1 відцентровим насосом подають у теплообмінник 2, де вона підігрівається до температури кипіння. Нагріта суміш надходить на поділ в ректифікаційну колону 3, де склад рідини дорівнює складу вихідної суміші xF. Стікаючи вниз по колоні, рідина взаємодіє з піднімається вгору парою, який утворився при кипінні кубовою рідини в кип’ятильник 4. В результаті масообміну з рідиною пар збагачується легко летким компонентом. Для більш повного збагачення верхню частину колони зрошують відповідно до заданого флегмового числа рідиною (флегмой) складу хР, одержуваної в дефлегматорі 5 шляхом конденсації пари, що виходить з колони. Частина конденсату виводиться з дефлегматора у вигляді готового продукту поділу — дистиляту, який охолоджується в теплообміннику 7 і направляється в ємність 8. З кубової частини колони насосом безперервно виводиться кубова рідина — продукт, збагачений трудно летким компонентом, який охолоджується в теплообміннику 7 і направляється в ємність 9.

Таким чином, в ректифікаційної колоні здійснюється безперервний не рівноважний процес поділу вихідної бінарної суміші на дистилят (з високим вмістом легко-летючого компоненту) та кубовий залишок (збагачений трудно летким компонентом).

3. ВИБІР ОСНОВНОГО АПАРАТУ ТА ЙОГО КОНСТРУКЦІЙНІ ОСОБЛИВОСТІ

Ректифікаційні колони відрізняються, в основному, конструкцією внутрішнього устрою для розподілу рідкої і парової фаз. Взаємодія рідини і пари здійснюється в колонах шляхом барботування пари через шар рідини на тарілках або ж шляхом поверхневого контакту пари і рідини на насадці чи на поверхні рідини, що стікає тонкою плівкою.

У ректифікаційних установках застосовують три основних типи колон:

1) ковпакові,

2) сітчаті,

3) насадкові,

4) барботажні.

Розроблені також конструкції апаратів для ректифікації, в яких інтенсифікація процесу розділення досягається під дією відцентрової сили (відцентрові ректифікатори).

Ковпакові колони.

Ці колони найбільш поширені в ректифікаційних установках. На рис. 3.1 схематично зображена колона невеликого діаметру, що складається з тарілок 1, на кожній з яких є один ковпачок 2 круглого перетину і патрубок 3 для проходу пара. Краю ковпачка занурені в рідину. Завдяки цьому на тарілці створюється гідравлічний затвор, і пар, що виходить з ковпачка, повинен проходити через шар рідини, що знаходиться на тарілці. Ковпачки мають отвори або зубчасті прорізи для роздроблення пара на дрібні бульбашки, тобто для збільшення поверхні його зіткнення з рідиною.

Приплив і відведення рідини, а також висоту рідини на тарілці регулюють за допомогою переливних трубок 4, які розташовані на діаметрально протилежних кінцях тарілки; тому рідина тече на сусідніх тарілках у взаємно протилежних напрямках.

Рис. 3.1 Схема пристрою тарільчастої (ковпакової) колони: 1 — тарілка; 2 — ковпачок; 3 — парової патрубок; 4 — переливна трубка.

Схема роботи ковпакової тарілки

Схема роботи ковпакової тарілки зображена на рис. 3.2. Через вихідні прорізи ковпачків бульбашки пари зливаються в цівки, які проходять через шар рідини, що знаходиться на тарілці, і над рідиною утворюється шар піни та бризок, — основна область масообміну і теплообміну між парою і рідиною на тарілці.

При русі струмки пари зазвичай зливаються один з одним; при цьому деяка частина перетину прорізів оголюється і утворюються канали, по яких газ проходить під ковпачка крізь рідину. Тому поверхня взаємодії газу з рідиною безпосередньо в зоні барботажем невелика. Основна зона фазового контакту знаходиться в області піни та бризок над рідиною, які утворюються внаслідок розпилення пари в рідині і виносу бризок при терті пара про рідину.

Інтенсивність утворення піни та бризок залежить від швидкості пари і глибини занурення ковпачка на рідину. Перетин і форма прорізів ковпачка мають другорядне значення, але бажані вузькі прорізи, так як вони розбивають газ на більш дрібні струмки, збільшуючи поверхню зіткнення з рідиною. Робота ковпачка в оптимальних умовах при граничній швидкості і найбільшого к.к.д. висота відкриття прорізи ковпачка найбільша, що сприяє збільшенню шляху парів і часу їх контакту з рідиною.

Рис. 3.2 — схема роботи ковпачкової тарілки

Види шліцових тарілок.

1. Шліцові тарілки з радіальним переливом рідини.

Для створення достатньої поверхні зіткнення між парою і рідиною на тарілках зазвичай встановлюють не один, а велике число ковпачків (рис. 3. 3).

Ковпачки розташовують на близькій відстані один від одного (дорівнює в середньому 1,5 діаметра ковпачка) з тим, щоб пухирці, що виходять з сусідніх ковпачків, перш ніж прийняти вертикальне напрямок руху, могли б стикатися один з одним. Типові ковпакові тарілки виготовляють з радіальним і з діаметральним переливом рідини. Тарілки першого типу являють собою вирізані з сталевого листа диски 1 і 2, які кріпляться на болтах 7 і прокладках 8 до опорного кільцю 3. Ковпачки 4 розташовані на тарілці в шаховому порядку. Рідина переливається на лежачу нижче тарілку по периферійним переливним трубкам 5, тече до центру і зливається на наступну тарілку по центральній переливний трубці 6, потім знову тече до периферії і т.д.

Рис. 3.3. Шліцові тарілки з радіальним переливом рідини: 1 і 2 — диски; 3 — опорне кільце; 4 — ковпачки; 5 — периферійні ковпакові трубки; 6 — центральна переливна трубка; 7 — болти; 8 — прокладки.

Шліцові тарілки з діаметральним переливом рідини

Тарілки цього типу (рис. 3. 4) представляють собою зрізаний з двох сторін диск 1, встановлений на опорному аркуші 2, з одного боку тарілка обмежена прийомним порогом 3, а з іншого боку — переливним порогом 5 зі змінною гребінкою 6, за допомогою якої регулюють рівень рідини на тарілці. У тарілці цієї конструкції периметр зливу збільшений шляхом заміни зливних труб сегментоподібними отворами, обмеженими перегородками 7 для того, щоб зменшити спінювання і бризкоутворення при переливу рідини.

Рис. 3.4 шліцові тарілки з діаметральним переливом рідини. 1 — диск; 2 — опорний аркуш; 3 — приймальний поріг; 4 — ковпачки; 5 — переливний поріг; 6-змінна гребінка; 7-перегородка.

Ковпакова тарілка з тунельними ковпачками

У тарілках з тунельними ковпачками (рис. 3. 5) ковпачки 1 представляють собою сталеві штамповані пластини напівкруглого перетину з гребінчастим краями; кожен ковпачок встановлюють над жолобом 2 строго горизонтально за допомогою двох зрівняльних шпильок 3. Рідина зливається через переливний поріг 4 в сегментний кишеню 5, потім через три переливні трубки 6 — в приймальний сегментний кишеню наступної тарілки. Тут утворюється гідравлічний затвор, і піднімаються по колоні пари не можуть проходити на тарілку, лежачу вище, минаючи ковпачки. Струм рідини на тарілках — діаметральний.

На тарілках такого типу можна легко регулювати висоту шару рідини, швидко виробляти установку в горизонтальній площині наявного на ній невеликого числа ковпачків і, отже, створювати сприятливі умови для рівномірного розподілу пари. Конструкція тарілки відрізняється простотою монтажу і демонтажу.

Рис. 3.5 шліцові тарілки з тунельними ковпачками. 1 — ковпачки; 2 — жолоб; 3 — шпилька; 4 — переливний поріг; 5 — сегментна кишеня; 6 — переливні трубки; 7 — опорний куточок з вирізами.

Ректифікаційні тарілчасті колони з круглими (капсульними) і тунельними ковпачками, призначені для роботи під атмосферним тиском, мають діаметри 1000, 1200, 1400, 1600, 1800, 2200, 2600 і 3000 мм. Ці колони виготовляють з вуглецевої сталі. Поділ хімічно активних сумішей проводять у колонах з кислототривких сталей, висококремністого чавуну та інших хімічно стійких матеріалів.

Переважне використання тарілчастих колон в процесах перегонки пояснюється їх значно більшою продуктивністю в порівнянні з насадок.

При виборі ректифікаційної колони для проектованого поділу слід мати на увазі, що тарілчасті колони дуже малого діаметру значно дорожче відповідних насадок колон, проте у міру збільшення діаметра вартість насадок колон зростає значно швидше. Приблизно можна вважати, що вартість насадок колони зростає пропорційно квадрату діаметра, а ковпакові - діаметру в першим ступені. Отже, за межами деякого граничного значення діаметра використання тарілчастих колон має бути більш економічним.

Тривалий досвід промислової експлуатації насадок колон показав доцільність їх використання при діаметрах не більше 0,8 м. При подальшому збільшенні діаметра насадок колони погіршується рівномірний розподіл флегми по насадці, утворюються канали, по яких переважно спрямовується флегма, і ефективність колони різко знижується.

4. РОЗРАХУНОК РЕКТИФІКАЦІЙНОЇ КОЛОНИ

4.1 Матеріальний баланс колони [2, с. 264 — 272]

4.1.1 Рівняння матеріального балансу

F = P+W;

4.1.2 Продуктивність колони по дистиляту Р та кубовому залишку W

F = 5760 кг/ч = 1.6 кг/с

P=F -W=1.6 — 0.9 = 0. 7 кг /с.

4.2 Робоче флегмове число

4.2.1 Перерахунок складу фаз з масових часток в молярний

де — молекулярна маса метанолу (),

— молекулярна маса води

4.2.2 Концентрація легко леткого компонента в паровій фазі

Вихідні дані введемо в табл. 1:

Табл. 4.1 — Дані по паро рідинної рівноваги для системи метанол-вода при нормальному тиску.

x, кмоль/кмоль суміші

y, кмоль/кмоль суміші

T, °C

0

0

100

0. 02

0. 134

96. 4

0. 04

0. 23

93. 5

0. 06

0. 304

91. 2

0. 08

0. 365

89. 3

0. 1

0. 418

87. 7

0. 15

0. 517

84. 4

0. 3

0. 665

78

0. 4

0. 729

75. 3

0. 5

0. 779

73. 1

0. 6

0. 825

71. 2

0. 7

0. 87

69. 3

0. 8

0. 915

67. 5

0. 9

0. 958

66

0. 95

0. 979

65

1

1

64. 5

За даними табл. 1побудуємо діаграму рівноваги x, y:

Рисунок 4.1 — Діаграма рівноваги між паром (у) и рідиною (х) при постійному тиску.

З рисунка 1 бачимо: yF = 0. 643

Побудуємо діаграму залежності концентрацій у паровій та рідкій фазі від температури:

Рисунок 4.2 — Діаграма залежності концентрацій у паровій та рідкій фазі від температури.

З рисунка 2 температура у середній частині колони дорівнює tF = 790C, що відповідає (хF=0. 273 кмоль/кмоль суміші), у верхній частині температура дорівнює tP=64,80C (хР=0. 87 кмоль/кмоль суміші) и у нижній частині температура дорівнює tW=98,10C (хW=0. 0085 кмоль/кмоль суміші).

4.2.3 Мінімальне флегмове число

Rmin = ()/()= (0. 87 — 0. 643)/(0. 643 — 0. 273)=0. 61.

4.2.4 Робоче флегмовое число R

,

где в — коефіцієнт надлишку флегми (беремо довільно) [3, c. 250, 9. 18]

R = в·Rmin = 1. 75·0. 61 = 1. 13

B = xp/(R+1) = 0. 87/(1. 13+1) = 0. 40

Побудуємо діаграми рівноваги x, y. На діаграмах відкладемо значення В, потім побудуємо робочі лінії зміцнювальної і вичерпної частини колони і нанесемо лінії, які позначають теоретичні тарілки. За кількістю піків, визначимо число теоретичних тарілок (Nт).

Рис. 4.3 — Діаграма рівноваги між паром (х) та рідиною (у) при флегмовому числі R = 1,13.

Теоретичне число тарілок дорівнює 7.

4.3 Тепловий баланс

4.3.1 Теплоємність суміші, дистиляту та кубового залишку

с=с1+4190·(1 —);

cp = 2700·0. 92+4200·0. 08 = 2547 Дж/(кг·К)

cW = 2917·0. 015+4200·0. 985 = 4174 Дж/(кг·К)

cF = 2780·0. 4+4200·0.6 = 3630 Дж/(кг·К)

4.3.2 Теплота утворювання флегми

rФ =r1 — r2(1-);

rФ = 1100. 8·0. 92+2347. 5·(1 — 0. 92) = 1200. 5·103 Дж/кг.

4.3.3 Энтальпія пара

IП = rФР·tP;

IП = 1200. 5·103+2347. 5·67 = 1 357 282.5 Дж/кг

4.3.4 Витрата теплоти в кубі колони з урахуванням теплових втрат

Q=W (cwtw — cFtF)+PRrФ+P (IП — cFtF)+Qпот. ;

Q = 0. 9·(4174·99−3630·78)+0. 7·1. 13·1200. 5·103+0. 7·(1 357 282. 5−363 078) +0. 03Q;

Q = 1. 875·106 Вт.

4.3.5 Витрати гріючого пара

GГ. П. =

4.3.6 Витрати води: в дефлегматорі

G' = P (R+1)rp/(cВДt) = 0. 7·(1+1. 13) ·1200. 5·103/(4190·20) = 21. 35 кг/с.

В холодильнику дистиляту

G'' = PcP(tp1 — tp2)/(cВДt) = 0. 7·2547·(67 — 30) /(4190·20) = 0. 84 кг/с.

В холодильнику кубового залишку

G''' = Wcw(tw1 — tw2)/(cВДt) = 0. 9·4174·(99−30) /(4190·20) = 3 кг/с.

4.3.7 Сумарні витрати води дорівнюють

GВ = 21. 353+0. 84+3=25.3 кг/с.

4.4 Технологічний розрахунок

4.4. 1Середній мольний склад рідині у верхній та нижній частинах колони

хср.в. =(хР + хF) = (0. 87+0. 273)/2 = 0. 57 кмоль/кмоль суміші;

хср. н. =(хF + хW) = (0. 273+0. 0085)/2 = 0. 141 кмоль/кмоль суміші.

4.4.1 Середній масовий склад рідини у верхній та нижній частинах колони

4.4.2 Середній мольний склад рідини у верхній та нижній частинах колони

МВ = 32· хср. в +18·(1 — хср. н. )=32·0. 57+18·0. 43= 26 кг/кмоль;

МН = 32· хср.н. +18·(1 — хср.н. )=32·0. 141+18·0. 859= 19. 97 кг/кмоль.

Мольна маса дистиляту, вихідної суміші та кубового залишку:

МР = 32· хP. +18·(1 — хP)=32·0. 87+18·0. 13= 30.2 кг/кмоль

МF = 32· хF +18·(1 — хF. )=32·0. 273+18·0. 727= 21. 82 кг/кмоль

МW = 32· хW +18·(1 — хW. )=32·0. 0085+18·0. 9915= 18. 12 кг/кмоль

4.4.3 Середній масовий склад пару у верхній та нижній частинах колони

З рисунка 2 знаходимо:

yp=0. 87 кмоль/кмоль суміші;

yw=0. 0085 кмоль/кмоль суміші;

yср.в. =(yР + yF) = (0. 87+0. 643)/2 = 0. 76 кмоль/кмоль суміші;

yср.н. =(yF + yW) = (0. 643+0. 0085)/2 = 0. 33 кмоль/кмоль суміші.

4.4.4 Середні мольні маси пара у верхній та нижній частинах колони

МВ = 32· yср. в +18·(1 — yср.н. ) = 32·0. 76+18·0. 24= 28. 64 кг/кмоль;

МН = 32· yср.н. +18·(1 — yср.н. ) = 32·0. 33+18·0. 67= 22. 62 кг/кмоль.

4.4.5 Середня щільність рідини у верхній та нижній частинах колони

сВ = 743. 6· хср. в +977·(1 — хср. в) = 743. 6·0. 66+977·0. 34= 823 кг/м3;

сН = 727· хср.н. +966·(1 — хср.н. ) = 727·0. 275+966·0. 725=900.3 кг/м3,

де:

743.6 и 977 — щільність метилового спирту та води при tср= (67+78)/2=72. 50С. [1, IV]

727и 966 — щільність метилового спирту та води при tср= (99+78)/2=88. 50С. [1, IV]

4.4.6 Середня щільність пара у верхній та нижній частинах колони

сср. =

сср.в. = (28. 64·273)/(22. 4·(273+72. 5))=1 кг/м3;

сср.н. = (22. 62·273)/(22. 4·(273+88. 5))=0. 76 кг/м3.

4.4.7 Масові витрати рідини у верхній та нижній частинах колони

Lв=0. 7·1. 13·26/30. 2=0. 67 кг/с;

Lн=0. 7·1. 13·19. 97/30.2 +1. 6·20/21. 82 = 2 кг/с;

4.4.8 Масові витрати пару у верхній та нижній частинах колони

GВ = 0. 7· (1. 13+1) ·28. 64/30. 02 = 1.4 кг/с;

GН = 0. 7· (1. 13+1) ·22. 62/30. 02 = 1. 11. кг/с.

4.4.9 Розрахунок швидкості пара и діаметра колони

Гранична швидкість пара для верхній та нижній частин колони:

щср.в. = 0. 05·(сж.в. / сг. в. )0. 5=0. 05·(8231)0. 5= 1. 43 м/с;

щср.н. = 0. 05·(сж.н. / сг. н. )0. 5=0. 05·(900.3. 76)0. 5= 1. 72 м/с.

Робоча швидкість пара у верхній та нижній частинах колони:

щр.в. = 0. 85· щср.в. = 1. 21 м/с;

щр.н. = 0. 85· щср.н. = 1. 46 м/с;

Орієнтовний діаметр верхній та нижній частин колони:

Приймаємо ректифікаційної колони з діаметром у верхній і нижній частині 1200 мм. При цьому дійсна робоча швидкість пара при середній робочій швидкості парів (1. 21 +1. 46) / 2 = 1. 33 м / с дорівнює:

щр. =1. 33·(1. 08/1. 2)2=1. 12 м/с.

За ОСТ 26−01−66−86 для колони діаметром 1200 мм вибираємо ковпакову однопоточну тарілку ТК-Р з наступними конструктивними розмірами: вільний перетин колони — 1. 13 м2, відносний вільний перетин тарілки — 11. 4%, відносний перетин переливу — 8. 2%, периметр зливу — 825 мм, діаметр ковпачка dк=1000 мм,

кількість ковпачків на тарільці - 39шт, висота прорізу ковпачка hк=15 мм.

Швидкість пари в робочому перетині тарілки:

щГ = щр·S/ST =1. 1·0. 785·1. 22/1. 01=1. 34 м/с.

4.4. 10 Розрахунок висоти колони

Для вибору значення к.к.д. скористаємося узагальненим досвідченим графіком залежності к.к.д. від твору відносної летючості б на в’язкість м суміші, що пере ганяється [1, c. 333].

Суміш в нижній частині колони: tW = 990C;

мCH3OH = 0. 23·10-3 Па·с;

рCH3OH = 2100 мм. рт. ст. ;

мН2О = 0. 25·10-3 Па·с;

рН2О = 750 мм. рт. ст. ;

б1 = рCH3OH/ рН2О = 2100/750 = 2. 8;

lg мсм = 0. 0085 lg 0. 23·10-3 + (1 — 0. 0085) lg 0. 25·10-3 = 4. 396.

мсм = 0. 248·10-3 Па·с.

При б мсм = 2. 8·0. 248·10-3 = 0. 695·10-3, з1 = 0. 53.

Вихідна суміш:

tW = 780C;

мCH3OH = 0. 28·10-3 Па·с;

рCH3OH = 1000 мм. рт. ст. ;

мН2О = 0. 36·10-3 Па·с;

рН2О = 320 мм. рт. ст. ;

б1 = рCH3OH/ рН2О = 1000/320 = 3. 13;

lg мсм = 0. 273 lg 0. 28·10-3 + (1 — 0. 273) lg 0. 36·10-3 = 4. 522.

мсм = 0. 332·10-3 Па·с.

При б мсм = 3. 13·0. 332·10-3 = 1·10-3, з1 = 0.5.

Суміш у верхній частині колони:

tW = 640C;

мCH3OH = 0. 33·10-3 Па·с;

рCH3OH = 650 мм. рт. ст. ;

мН2О = 0. 45·10-3 Па·с;

рН2О = 190 мм. рт. ст. ;

б1 = рCH3OH/ рН2О = 650/190 = 3. 42;

lg мсм = 0. 87 lg 0. 33·10-3 + (1 — 0. 87) lg 0. 45·10-3 = 4. 524.

мсм = 0. 334·10-3 Па·с.

При б мсм = 3. 42·0. 334·10-3 = 0. 695-3, з1 = 0. 49

Средний к.п.д. тарелки:

зср = (0. 53+0. 5+0. 49)/3 = 0. 51.

Дійсне число тарілок: Nд = 7/0. 51 = 13.7. Приймаємо число тарілок 14, з яких 7 буде в нижній частині, а 7 — у верхній.

Для колонних апаратів діаметром 1200 мм відстань між тарілками будемо вважати 500 мм. Беручи відстань від верхньої тарілки до кришки h1 = 2420 мм і від нижньої тарілки до днища — 3000 мм, визначимо висоту колони:

Нк=(14−1)·0. 5+2. 42+3=11. 92 м.

За ОСТом 26−01−66−86 обираємо колону з наступними даними:

Діаметр колони, D = 1200 мм, вільний перетин колони, 0. 78 м², відносний вільний перетин тарілки, 10.6%, відносний перетин переливу, 8.1%, периметр зливу 685 мм, іаметр ковпачка, dк =80 мм, ковпачків на тарілці, 43 шт, висота прорізу ковпачка, hк = 15 мм.

5. ГІДРАВЛІЧНИЙ РОЗРАХУНОК

Гідравлічний опір тарілки можна визначити як суму опорів [2, c. 207, 209, 210]:

где опір сухої тарілки, Па;

опір, обумовлене силами поверхневого натягу, Па (тому його значення зневажливо мало в проектувальних розрахунках його не враховують);

опір паро рідинного шару (барботажного), Па.

Опір сухої тарілки визначається по рівнянню:

ДР1 = ж·ссм·щ2/2,

где швидкість газу (пара) у вільному перетині тарілки; коефіцієнт ж опору ж для шліцеві тарілок приймають рівним от 4 до 5.

ДР = 5·0. 823·1. 432 /2 = 4. 207 Па,

ДР = 5·0. 900 ·1. 72/2 = 6. 66 Па.

Опір газорідинного (барботажного) шару приймають рівним статичному тиску шару:

ДР3 = ссм·g·h0,

где ссм — щільність рідини,

висота світлого шару рідини, м.

h0 = 0. 0419+0. 19hпер — 0. 0135щ· ссм0. 5+2. 46q.

q=Q/Lc= 0. 0018/0. 825=0. 0022 м3/м·с.

h = 0. 0419+0. 19·0.2 — 0. 0135·1. 43· 0. 8320. 5+2. 46·0. 22 = 0. 068 м,

h = 0. 0419+0. 19·0.2 — 0. 0135·1. 72· 0. 9000. 5+2. 46·0. 22 = 0. 064 м

ДР = 832·9. 8·0. 068 = 554 Па,

ДР = 900,3·9. 8·0. 064 = 564 Па.

Знайдемо середній опір для верхній та нижній тарілок:

ДРТв = (4. 20+554)/2 = 279 Па,

ДРТв = (6. 66+564)/2 = 285 Па,

Гідравлічний опір колони для процесу ректифікації в простій повної колоні визначають за формулою:

где гідравлічний опір тарілки відповідно верхній і нижній частині колони, Па; число реальних тарілок (ступенів) у верхній і нижній частинах колони.

ДРк = (279+285)·14 = 7.9 кПа.

6. РОЗРАХУНОК І ВИБІР ПІДІГРІВАЧА

Необхідно підібрати апарат для нагрівання 1,6кг/с вихідної суміші від 20 до 100 0C за допомогою насиченої водяної пари абсолютним тиском 2 атмосфери. Температура конденсації водяної пари Тк =119,60C [1, с. 520, табл. XXXIX].

Температурная схема при протитечі теплоносіїв:

Знаходимо середню різницю температур:

Теплове навантаження підігрівача

QП = G2·с2·(tк — tн)=1. 6·3470·(78.8 — 20)=323 892 Вт.

Витрати гріючого пару

G1=

Орієнтовна площа і попередній вибір підігрівача вихідної суміші:

Коефіцієнт теплопередачі в пластинчастих теплообмінниках вище, ніж у кожухотрубчастих, тому приймемо

Розглянемо розбірний пластинчастий підігрівач вихідної суміші з симетричною двухпакетною схемою компонування пластин (за ГОСТом 15 518−83) із: поверхнею теплообміну, поверхнею пластини, кількістю пластин, поперечним перерізом каналу, эквівалентним діаметром каналу, товщіною пластин та наведенною довжиною каналу.

7. РОЗРАХУНОК НАСОСНОЇ УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОДАННЯ ВИХІДНОЇ СУМІШІ ДО ПІДІГРІВАЧА НА ЕОМ

7.1 ПОСТАНОВА ЗАДАЧІ

Розрахувати і підібрати відцентровий насос для подачі 0. 176 м3/с вихідної суміші із ємності, яка знаходиться під атмосферним тиском до підігрівача, який працює під надлишковим тиском 0.3 МПа. Геометрична висота під'єму 11. 92 м.

7.2 РОЗРАХУНОК У СЕРЕДОВИЩІ MATHCAD

Витрати вхідної суміші

Висота колони

Щільність суміші, кг/м3

Напір визначається за формулою:

31

Корисна потужність на переміщення рідини:

Потужність при сталому режимі роботи:

31

Потужність, спожована двигуном від мережі:

31

Потужність із можливим запасом на перенавантаження:

31

7.4 АНАЛІЗ РЕЗУЛЬТАТІВ

Було проведено розрахунок та обрано відцентрового насосу марки Х 8/30 з наступною характеристикою: продуктивність 8 ·10-3 м3/с; напір 30 м; насос забезпечений електродвигуном 4А100S2 з номінальною потужністю 4 кВт і частотою обертання вала 0. 860 об·с-1.

ВИСНОВКИ

колона тарілчастий пластинчастий підігрівач

В результаті курсової роботи розрахована і спроектована колона безперервної дії для розділення суміші метилового спирту і води при атмосферному тиску. Тип ректифікаційна колони — тарілчаста, тарілки ковпакові типу ТК-Р, висота колони — 11. 92 м, діаметр — 1.2 м.

Також у якості допоміжного обладнання було підібране розбірний пластинчастий підігрівач вихідної суміші, з симетричною двухпакетною схемою компонування пластин, в якому для підігріву використовується насичена водяна пара. Приведена його поверхня 5 м2, загальним числом пластин 28 та довжиною каналу 0. 518 м.

На ЕОМ був розрахований насос для подачі вихідної суміші до підігрівача.

БІБЛІОГРАФІЧНИЙ СПИСОК

1. Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А.: Приклади та задачі за курсом процесів і апаратів хімічної технології: Навчальний посібник для вузів під ред. чл. — Кор. АН Росії П. Г Романкова. — Дев'яте видання, перероблене та доповнене. — Л.: Хімія, 1981. — 560., іл.

2. Основні процеси та апарати хімічної технології. Посібник з проектування: Г. С. Борисов, В.П. Бриків, Ю. Дитнерській та ін. під ред. Ю.І. Дитнерського, друге вид., перероблене та доповнене. М. :Хімія, 1991. — 496 с.

3. Іоффе І.Л. Проектування процесів і апаратів хімічної технології: Підручник для технікумів. Л.: Хімія, 1991. — 352 с.

ПоказатьСвернуть
Заполнить форму текущей работой