Расчет насадочной ректификационной колонны периодического действия для разделения бинарной смеси метиловый спирт – бензол

Тип работы:
Курсовая
Предмет:
Химия


Узнать стоимость

Детальная информация о работе

Выдержка из работы

Содержание

Введение

1 Описание технологической схемы

2 Конструкция аппарата

3 Эксплуатация ректификационных установок

4 Материальный баланс

5 Тепловой баланс

5.1 Расход охлаждающей воды в дефлегматоре

6 Конструктивный расчет

6.1 Скорость пара и диаметр колонны

6.2 Высота аппарата

6.3 Гидравлическое сопротивление насадки

6.4 Диаметр штуцеров

6.5 Масса аппарата

6.6 Подбор тарелок

6.7 Подбор опоры аппарата

Заключение

Список использованных источников

Введение

насадочный ректификационная колонна

Для разделения смеси жидкостей обычно прибегают к перегонке. Процесс перегонки был известен еще в древности. Он получил значительное развитие в средние века, когда научились получать этиловый спирт из продуктов брожения крахмала и сахаросодержащих материалов.

Разделение путем перегонки основано на различной температуре кипения отдельных веществ, входящих в состав смеси. Так, если смесь состоит из двух компонентов, то при испарении компонент с более низкой температурой кипения переходит в пары, а компонент с более высокой температурой кипения остается в жидком состоянии. Полученные пары конденсируются, образуя так называемый дистиллят; не испаренная жидкость называется остатком. Таким образом, в результате перегонки низкокипящий компонент переходит в дистиллят, а высококипящий — в остаток.

Описанный процесс, называемый простой перегонкой, не дает, однако, возможности произвести полное разделение компонентов смеси и получить их в чистом виде. Для достижения наиболее полного разделения компонентов применяют более сложный вид перегонки — ректификацию. Ректификация заключается в противоточном взаимодействии паров, образующихся при перегонке, с жидкостью, получающейся при конденсации паров.

Оба компонента являются летучими и потому оба переходят в пары, хотя и в различной степени. Поэтому образующиеся при перегонке пары не представляют собой чистого низкокипящего компонента. Поскольку он вследствие большей летучести испаряется в большей степени, то пары обогащены им по сравнению с содержанием его в исходной смеси. Таким образом, в дистилляте содержание компонента с более низкой температурой кипения выше, чем в исходной смеси, а в остатке, наоборот, содержание его ниже, чем в исходной смеси. В описанном явлении и заключается основное отличие перегонки от выпаривания. При выпаривании, как указывалось, один из компонентов (растворенное вещество) нелетуч, и в пары переходит только летучий компонент (растворитель).

В настоящее время перегонка и ректификация широко распространены в химической технологии и применяются 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.). Однако при разделении чувствительных к повышенным температурам веществ, при извлечении ценных продуктов или вредных примесей из сильно разбавленных растворов, разделении смесей близкокипящих компонентов в ряде случаев может оказаться более целесообразным применение экстракции.

1 Описание технологической схемы

Представим себе аппарат, в котором снизу вверх движутся пары, а сверху (навстречу парам) подается жидкость, представляющая собой почти чистый низкокипящий компонент. При соприкосновении поднимающихся паров со стекающей жидкостью происходит частичная конденсация паров и частичное испарение жидкости. При этом из паров конденсируется преимущественно высококипящие компоненты, а из жидкости испаряется преимущественно низкокипящие компоненты. Таким образом, стекающая жидкость обогащается высококипящими компонентами, а поднимающиеся пары обогащаются низкокипящими компонентами, в результате чего выходящие из аппарата пары представляют собой почти чистый низкокипящий компонент. Эти пары поступают в конденсатор (дефлегматор), где и конденсируются. Часть конденсата, возвращаемая на орошение аппарата, называется флегмой, другая часть — отводится в качестве дистиллята

Периодически действующие ректификационные установки применяют, как правило, для разделения жидких смесей в тех случаях, когда использование непрерывно действующих установок нецелесообразно. Обычно это характерно для технологических процессов, в которых количества подлежащих разделению смесей невелики и требуется определенное время для накопления этих продуктов перед разделением или в условиях часто меняющегося состава исходной смеси. Последний случай специфичен для гибких технологических процессов, в которых спектр получаемых продуктов весьма разнообразен.

Периодическую ректификацию проводят на установках с практически схожей технологической схемой. Исходную смесь из сборника 1 центробежным насосом периодически загружают в куб колонны 2, снабженный подогревателем, в который подается теплоноситель, например насыщенный водяной пар. Исходную смесь доводят до кипения. Образующиеся пары поднимаются по колонне, в которой происходит противоточное взаимодействие этих паров с жидкостью (флегмой), поступающей из дефлегматора 3. Часть конденсата после распределительного стакана 4 возвращается в колонну в виде флегмы, другая часть — дистиллят Р через холодильник 5 собирается в сборнике 7, откуда насосом 8 подается на склад. Процесс ректификации заканчивают обычно после того, как будет, достигнут заданный средний состав дистиллята. Кубовый остаток, охлаждаясь в холодильнике 6, стекает в сборник кубового остатка 9 и насосом 10 перекачивается на склад.

Периодическая ректификация может осуществляться двумя способами: при постоянном составе дистиллята (хр = const) и при постоянном флегмовом числе (RP = const). В первом случае количество флегмы по мере уменьшения содержания легколетучего компонента в кубе должно постепенно возрастать. В промышленных условиях установки для проведения такого процесса необходимо оснащать управляющими автоматизированными системами, способными осуществлять непрерывное и строго программированное изменение питания колонны флегмой и подачи теплоносителя в испаритель (куб колонны). Изменение основных расходных параметров можно проводить, например, по данным о качественном составе легколетучего компонента либо в кубовой жидкости, либо в дистилляте.

2 Конструкция аппарата

Для проведения процессов ректификации применяются аппараты разнообразных конструкций. В ректификационных установках используют главным образом аппараты двух типов: насадочные и тарельчатые ректификационные колонны. Кроме того, для ректификации под вакуумом применяют пленочные и роторные колонны различных конструкций.

Насадочные, барботажные, а также некоторые пленочные колонны по конструкции внутренних устройств (тарелок, насадочных тел и т. д.) аналогичны абсорбционным колоннам. Ректификационные колонны снабжены теплообменными устройствами — кипятильником (кубом) и дефлегматором. Кроме того, для уменьшения потерь тепла в окружающую среду ректификационные аппараты покрывают тепловой изоляцией.

Кипятильник или куб, предназначен для превращения в пар части жидкости, стекающей из колонны, и подвода пара в ее нижнюю часть (под насадку или нижнюю тарелку). Кипятильники имеют поверхность нагрева в виде змеевика или представляют собой кожухотрубчатый теплообменник, встроенный в нижнюю часть колонны. Более удобны для ремонта и замены выносные кипятильники, которые устанавливают ниже колонны с тем, чтобы обеспечить естественную циркуляцию жидкости.

В периодически действующих колоннах куб является не только испарителем, но и емкостью для исходной смеси. Поэтому объем куба должен быть в 1,3 — 1,6 раза больше его единовременной загрузки (на одну операцию). Обогрев кипятильников наиболее часто производится водяным насыщенным паром.

В насадочных колоннах используются насадки различных типов, но в промышленности наиболее распространены колонны с насадкой из колец Рашига. Меньшее гидравлическое сопротивление насадочных колонн по сравнению с барботажными особенно важно при ректификации под вакуумом. Даже при значительном вакууме в верхней части колонны вследствие большого гидравлического сопротивления ее разрежение в кипятильнике может оказаться недостаточным для требуемого снижения температуры кипения исходной смеси.

Для уменьшения гидравлического сопротивления вакуумных колонн в них применяют насадки с возможно большим свободным объемом.

В самой ректификационной колонне не требуется отводить тепло, как в абсорберах. Поэтому трудность отвода тепла из насадочных колонн является скорее достоинством, чем недостатком насадочных колонн в условиях процесса ректификации.

Однако и при ректификации следует считаться с тем, что равномерное распределение жидкости по насадке в колоннах большого диаметра затруднено. В связи с этим диаметр промышленных насадочных ректификационных колонн обычно не превышает 0,8 — 1 м.

Как уже отмечалось, в насадочных колоннах поверхностью контакта фаз является смоченная поверхность насадки. Поэтому насадка должна иметь возможно большую поверхность в единице объема. Вместе с тем для того, чтобы насадка работала эффективно, она должна удовлетворять следующим требованиям: хорошо смачиваться орошающей жидкостью, т. е. материал насадки по отношению к орошающей жидкости должен быть лиофильным; оказывать малое гидравлическое сопротивление газовому потоку, т. е. иметь, возможно, большее значение свободного объема или сечения насадки; создавать возможность для высоких нагрузок аппарата по жидкости и газу; для этого насадка должна также иметь большие значения или SCB; иметь малую плотность; равномерно распределять орошающую жидкость; быть стойкой к агрессивным средам; обладать высокой механической прочностью; иметь невысокую стоимость.

Очевидно, что насадок, которые бы полностью удовлетворяли всем указанным требованиям, не существует, так как соответствие одним требованиям нарушает соответствие другим (например, увеличение удельной поверхности, а насадки влечет за собой повышение гидравлического сопротивления, а также снижение предельно допустимых скоростей газа и т. д.).

Поэтому в промышленности используют большое число разнообразных по форме и размерам насадок, изготовленных из различных материалов (металла, керамики, пластических масс и др.), которые удовлетворяют основным требованиям при проведении того или иного процесса ректификации.

В качестве насадки наиболее широко применяют тонкостенные кольца Рашига, имеющие высоту, равную диаметру, который изменяется в пределах 15−150 мм. Кольца малых размеров засыпают в колонну навалом. Большие кольца (от 50×50 мм и выше) укладывают правильными рядами, сдвинутыми друг относительно друга. Такой способ заполнения аппарата насадкой называют загрузкой в укладку, а загруженную таким способом насадку — регулярной. Регулярная насадка имеет ряд преимуществ перед нерегулярной, навалом засыпанной в колонну: обладает меньшим гидравлическим сопротивлением, допускает большие скорости газа. Однако регулярная насадка требует более сложных по устройству оросителей, чем насадка, засыпанная навалом.

Хордовую насадку обычно применяют в колоннах большого диаметра. Несмотря на простоту ее изготовления, хордовая насадка вследствие небольших удельной поверхности и свободного сечения вытесняется более сложными и дорогостоящими видами фасонных насадок.

При выборе размеров насадки необходимо учитывать, что с увеличением размеров ее элементов увеличивается допустимая скорость газа, а гидравлическое сопротивление насадочной колонны снижается. Общая стоимость колонны с крупной насадкой будет ниже за счет снижения диаметра колонны, несмотря на то, что высота насадки несколько увеличится по сравнению с таковой в колонне, заполненном насадкой меньших размеров. Если необходимо провести глубокое разделение газовой смеси, требующее большого числа единиц переноса, то в этом случае рациональнее использовать мелкую насадку.

При выборе размера насадки необходимо соблюдать условие, при котором отношение диаметра D колонны к эквивалентному диаметру dЭ насадки меньше или равно 10.

3 Эксплуатация ректификационных установок

В работающей ректификационной колонне число тарелок или высота насадки -- постоянные величины. Основными условиями достижения требуемой степени разделения компонентов при ректификации являются: подвод соответствующего количества тепла в куб колонны и подача на ее орошение необходимого количества флегмы. Оба эти условия неразрывно связаны друг с другом. Изменяя подвод тепла в кубе и подачу флегмы, можно регулировать работу колонны.

Обычно степень разделения компонентов контролируется по температурам в нижней и верхней частях колонны. Температура внизу колонны должна соответствовать температуре кипения остатка, температура наверху колонны — температуре кипения дистиллята. Наряду с этим применяют и другие методы контроля (определение плотности, определение показателя преломления, химический анализ и др.).

Если, например, содержание высококипящего компонента в дистилляте велико (температура наверху колонны выше нормы), необходимо увеличить подачу флегмы в колонну. При этом, однако, прежнего количества подводимого тепла в кубе будет недостаточно и избыток флегмы не испарится в кубе, а перейдет в остаток, в котором, таким образом, повысится содержание низкокипящего компонента. Поэтому одновременно с увеличением подачи флегмы надо увеличить подвод тепла, чтобы температура внизу колонны не стала ниже нормы.

Подачу флегмы регулируют изменением отбора дистиллята: при частичной конденсации путем регулирования количества подаваемой в дефлегматор воды, при полной конденсации при помощи вентиля на линии отбора дистиллята. Подвод тепла в кубе регулируется изменением подачи греющего пара. Регулирование процесса ректификации производится также путем изменения количества и состава подаваемой смеси. При изменении количества смеси меняется производительность установки и соответственно должны быть отрегулированы подвод тепла в кубе и подача флегмы. Существенное влияние оказывает изменение состава смеси. Если, например, содержание низкокипящего компонента в смеси уменьшилось, то уменьшится и его содержание в дистилляте; следовательно, температура вверху колонны повысится. Для сохранения требуемого состава дистиллята надо уменьшить его отбор.

Отбор остатка регулируется обычно так, чтобы уровень жидкости в кубе был постоянным. Если, вследствие увеличения подачи смеси или увеличения содержания в ней высококипящего компонента, уровень жидкости в кубе повышается, следует увеличить отбор остатка.

При периодической ректификации регулирование процесса производят путем увеличения флегмового числа с таким расчетом, чтобы состав дистиллята не изменялся. При этом по мере протекания процесса понижается скорость перегонки, т. е уменьшается количество отбираемого дистиллята. Количество тепла, подводимого в единицу времени, и количество образующихся паров остаются почти неизменными.

4 Материальный баланс

Количества получаемых при разделении из исходной смеси продуктов определяем из уравнения материального баланса.

Количество исходной смеси равно 2,514кг/с.

Переведем мольные доли в массовые

, (4. 1)

где и — молярные массы низкокипящего и высококипящего

компонента соответственно, кг/моль;

и — мольные доли низкокипящего и высококипящего

компонента соответственно, % мольные.

Тогда

=62%

=15%

=2%

Производительность колонны по дистилляту P и кубовому остатку W определяем из уравнений материального баланса колонны

(4. 2)

где — количество исходной смеси, кг;

— количество дистиллята, кг;

— количество кубового остатка, кг.

Отсюда находим

кг/с,

кг/с.

Определим по графику t — x, y значение. В данном случае оно равно 58 (приложение А).

Минимальное флегмовое число найдем по уравнению

, (4. 3)

В результате вычисления получаем

Задавшись различными значениями коэффициентов избытка флегмы в, определим соответствующие флегмовые числа. Графическим построением ступеней изменения концентрации между равновесной и рабочими линиями на диаграмме состава пара y — состав жидкости x (приложение Б) находим N — теоретическое число тарелок. Равновесные данные для системы приведены в [3]. Результаты расчетов представлены на графике (приложение Б) и приведены ниже:

Таблица 1 — Результаты расчетов рабочего флегмового числа

в

1,05

1,2

1,4

1,7

2,3

R

0,825

0,943

1,1

1,336

1,808

b

0,438

0,412

0,381

0,342

0,285

N

8

7

6

5

5

N (R+1)

14,6

13,6

12,6

11,7

14,04

Минимальное произведение N (R+1) соответствуют флегмовому числу R=1,43 (приложение В). На графике изображены рабочие линии и ступени изменения концентраций для верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) частей колонны в соответствии с найденным значением R.

Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней и нижней частей колонны определяют из соотношения

, (4. 4)

, (4. 5)

где МP и MF — мольные массы дистиллята и исходной смеси, кг/моль;

М и М- средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны.

Средние мольные массы в верхней и нижней частях колонны соответственно равны

, (4. 6)

,

где Мм и Мб — мольные массы метанола и бензола соответственно [1] ,

кг/моль;

хср в и хср н — средний мольный состав жидкости в верхней и нижней

частях колонны.

кмоль/кмоль смеси,

кмоль/кмоль смеси.

Тогда

кг/кмоль,

кг/кмоль.

Мольная масса исходной смеси и дистиллята

, (4. 7)

,

Подставляем данные и получаем

кг/кмоль,

кг/кмоль.

Подставим рассчитанные величины в формулы (4. 4), (4. 5) и получим

кг/с,

кг/с.

Средние массовые потоки пара в верхней и нижней частях колонны соответственно равны

, (4. 8)

.

Здесь и средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны

, (4. 9)

,

где

кмоль/кмоль смеси,

кмоль/кмоль смеси.

Тогда

кг/кмоль,

кг/кмоль.

Подставив численные значения в формулу (4. 8) получим

кг/с,

кг/с.

Расход флегмы

. (4. 10)

кг/с.

Отсюда

Массовый выход паров из колонны

. (4. 11)

кг/с.

5 Тепловой баланс

Уравнение теплового баланса колонны

Приход тепла

. (5. 1)

Количество тепла отданное греющим паром

. (5. 2)

Теплота конденсации r определяется по температуре греющего пара, которая должна быть на 15−20°С [1] выше, чем температура кубового остатка.

Тепло, пришедшее с исходной смесью

, (5. 3)

где

.

Подставляем данные [1] в это выражение

Дж/(кг град).

Подставляем данные в формулу (5. 3)

Дж.

Количество тепла, поступившее с флегмой

, (5. 4)

где

.

Отсюда [1]

Дж/(кг град).

на 10−15°С ниже, чем

Подставляем данные в формулу (5. 4)

Дж.

Количество тепла, идущее на подогрев исходной смеси до температуры кипения

. (5. 5)

Отсюда

Дж.

Расход тепла

. (5. 6)

Количество теплоты, уходящей с паром в верхней части колонны

, (5. 7)

где

.

Тогда [1]

Дж/(кг град).

Подставляем данные в формулу (5. 7)

Дж.

Количество теплоты, уходящее с кубовым остатком

. (5. 8)

где

.

Отсюда [1]

Дж/(кг град).

Подставляем данные в формулу (5. 8)

Дж.

Потери в окружающую среду

. (5. 9)

Расход греющего пара

. (5. 10)

Будет равен

кг/с.

Тогда подставляем значения в формулы (5. 2) и (5. 9)

Дж,

Дж.

5.1 Расход охлаждающей воды в дефлегматоре

Примем температуру воды на выходе из конденсатора равной 40 °C следовательно теплоемкость воды при этой температуре равна 4190Дж/(кг град) [1].

Тепловая нагрузка в аппарате

. (5. 11)

Начальная температура воды в конденсаторе примем равной 20°С

Теплота конденсации смеси

.

Pавна [1]

Дж/кг.

Следовательно

Дж.

Расход охлаждающей воды в дефлегматоре

. (5. 12)

кг/с.

6 Конструктивный расчет

6.1 Скорость пара и диаметр колонны

Насадочные колоны могут работать в различных гидродинамических режимах: плёночном, подвисания и эмульгирования. Выберем полёночный режим работы колоны.

Расчет ректиификационной колоны сводится к определению ее основных геометрических размеров — диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колоны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа и размеров насадкок.

Выбор рабочей скорости паров обусловлен многими факторами и обычно осуществляется путем технико-экономического расчета для каждого конкретного процесса. Для ректификационных колонн, работающих в пленочном режиме при атмосферном давлении, рабочую скорость можно принять на 20−30% ниже скорости захлебывания.

Предельную фиктивную скорость пара при которой происходит захлебывание насадочных колонн, определяют по формуле

, (6. 1)

где и — средние плотности жидкости и пара [1], кг/м;

— вязкость жидкой смеси, мПа·с;

— удельная поверхность, м2/м3;

-свободный объем, м3/м3.

Поскольку отношения L/G и физические свойства фаз в верхней и нижней частях колонны различны, определим скорости захлебывания для каждой части отдельно. Найдем плотности жидкости и пара в верхней и нижней частях колонны при средних температурах в них и. Средние температуры паров определим по диаграмме t-х, y (приложение А) по средним составам фаз =57,6°С и =70,8°С.

Тогда

, (6. 2)

.

Отсюда получаем

кг/м,

кг/м.

Плотность физических смесей жидкости подчиняется закону аддитивности

. (6. 3)

Получаем

,

кг/м,

где и — плотность смеси в верхней и нижней частях соответственно [1], кг/м.

Вязкость жидких смесей находим по формуле

lg = xcplgв + (1-xcp)lgx, (6. 4)

где в и x- вязкости жидких метанола и бензола при температуре смеси [1], мПа·с.

Тогда вязкость жидкости в верхней и нижней частях колонны соответственно равна

lgв = 0,55•lg0,361+(1−0,55)lg0,401 = -0,422,

lgн = 0,175•lg0,315+(1−0,175)lg0,347 = -0,467.

Откуда

µxв = 0,378мПа·с,

µxн = 0,341мПа·с.

Для выбранной насадки, т. е. колец Рашига мм [5]:

Удельная поверхность, а = 90 м2/м3;

Свободный объём е?= 0,785 м3/м3;

Эквивалентный диаметр =0,035 м;

Насыпная плотность 530 кг/м3.

Предельная скорость паров в верхней части колонны

.

Откуда

=2,589м/с.

Предельная скорость паров в нижней части колонны

.

Откуда

=1,745м/с.

Примем рабочую скорость на 30% ниже предельной

=м/с.

м/с.

Диаметр ректификационной колонны определим из уравнения расхода

. (6. 5)

Отсюда диаметры верхней и нижней частей колонны равны соответственно

м,

м.

Принимаем стандартный диаметр обечайки для верхней и нижней части равным 1 м, При этом действительные рабочие скорости паров в колонне равны

=м/с,

м/с,

что составляет соответственно 42 и 46% от предельных скоростей.

6.2 Высота аппарата

Высоту насадки H рассчитывают по модифицированному уравнению массопередачи

, (6. 6)

где — общее число единиц переноса в паровой фазе;

— общая высота единицы переноса, м.

Общее число единиц переноса вычисляют по формуле

. (6. 7)

Таблица 2 — Данные для графического изображения функции

1

2

3

0,0475

0,3375

2,963

0,1375

0,3625

2,759

0,32

0,24

4,167

0,5005

0,0795

12,579

0,55

0,0375

26,667

0,58

0,01

100

0,625

0,0255

40

0,68

0,075

13,333

0,743

0,1225

8,163

0,8

0,14

7,143

По графику, интегрированием, (приложение Г) находим общее число единиц переноса в верхней и нижней частях колонны

,

(6. 8)

.

Общую высоту единиц переноса определим по уравнению аддитивности

, (6. 9)

где и — частные высоты единиц переноса соответственно в жидкой и паровой фазах;

-средний коэффициент распределения в условиях равновесия для соответствующей части колонны.

Отношение нагрузок по пару и жидкости G/L, кмоль/кмоль равно:

для верхней части колонны

кмоль/кмоль, (6. 10)

для нижней части колонны

кмоль/кмоль, (6. 11)

где

. (6. 12)

Подставив численные значения, получим

.

Рассчитаем вязкость паров в верхней и нижней части колонны

(6. 13)

где µyм и µyб — вязкость паров метанола и бензола при средней температуре верхней части колонны, мПа·с;

yв — средняя концентрация паров.

тогда получим

.

Аналогично для нижней части колонны

.

Рассчитаем коэффициент диффузии в жидкости для верхней части колонны при 20°С

, (6. 14)

где А, В- коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества

и растворителя;

хм, хб — мольные объемы компонентов в жидком состоянии при

температуре кипения, см3/моль;

х- вязкость жидкости при 20 °C, мПа•с.

Тогда коэффициент диффузии в жидкости для верхней части колонны при 20 0С равен

.

Для нижней части колонны

.

Рассчитаем температурный коэффициент.

(6. 15)

где х и х принимают при температуре 20 0С.

Тогда для верхней части колонны

.

Для нижней части колонны

.

Рассчитаем коэффициент диффузии в жидкости при средней температуре.

Dx = Dx 20•[1+b·(t-20)]. (6. 16)

Для верхней части колонны

Dх в=4,229•10−9• [1+0,017• (57,6−20)]= 6,932•10−9 м2с.

Для нижней части колонны

Dх н =4,162•10−9• [1+0,017• (71,8−20)]= 7,827•10−9 м2с.

Рассчитаем коэффициент диффузии в паровой фазе

(6. 17)

где T — средняя температура в соответствующей части колонны, К;

P — абсолютное давление в колонне, Па.

Тогда для верхней части колонны

.

Для нижней части колонны

.

Высота единиц переноса в жидкой фазе

hx = 0,258•Ф•c•Prx0,5•Z0,15, (6. 18)

где с и Ф — коэффициенты определяемые по рис 6. 6, а и б [6];

Z — высота слоя насадки одной секции, которая из условия прочности опорной решетки и нижних насадки не должна превышать 3 м, м.

Критерий Прандтля для жидкости

, (6. 19)

Отсюда для верхней части колонны

.

для нижней части колонны

.

Таким образом, для верхней части колонны

.

для нижней части колонны

.

Высота единиц переноса в паровой фазе

, (6. 20)

где ш — коэффициент, определяемый по рис 6,6 а [6];

d — диаметр колонны, м;

f1=µx0,16; f2=(1000/с x)1,25;

f3 = (72,8?10−3)0,8/у.

Критерий Прандтля для пара

(6. 21)

Находим для верха колонны

.

для низа колонны

.

Массовая плотность орошения

, (6. 22)

Тогда вверху

кг/(м2•с).

Внизу

кг/(м2•с).

По формуле (6. 20) находим высоту единицы переноса для верхней и нижней частей колонны

,

.

Найдем общую высоту единиц переноса для верхней и нижней части колоны по формуле (6. 9)

м,

м.

Значения m=0,625 для верхней части колонны и m=1,51 для нижней части определены арифметическим усреднением локальных значений m в интервалах изменения составов жидкости соответственно от до и от до.

Высота насадки в верхней и нижней частях колонны равно соответственно по формуле (6. 6)

м,

м.

Общая высота насадки в колонне

м.

С учетом того, что высота слоя насадки в одной секции Z=3м, общее число секций в колонне составляет 6 (4 секции в верхней части, 2-в нижней).

Высоту колонны определяют по формуле.

Hк. = Zn+(n-1)hp+Zв+Zн, (6. 23)

где h — расстояние между тарелками, м;

Zв и Zн — расстояние соответственно между верхней тарелкой и

крышкой колонны и между днищем колонны и нижней

тарелкой, м.

Значения Zв и Zн выбирают в соответствии с рекомендациями [6]

Высота колонны

Hк = 3·6+(6−1)·0,5+0,6+1,5 = 22,6 м.

Куб нагрева

Объем исходной смеси

, (6. 24)

где — масса исходной смеси, кг;

— плотность исходной смеси при 58 °C,.

Этот объем равен

м.

Фактический объем куба нагрева равен

м. (6. 25)

Высоту куба нагрева вычислим по формуле

, (6. 26)

где — диаметр куба, м. Примем его равным 2,2 м, тогда

м.

Общая высота аппарата равна

Hк=м.

6.3 Гидравлическое сопротивление насадки

Гидравлическое сопротивление насадки находят по уравнению

. (6. 27)

Гидравлическое сопротивление сухой неорошаемой насадки рассчитывают по уравнению

, (6. 27)

где — коэффициент сопротивления сухой насадки, зависящий от режима

движения газа в насадке.

Рассчитаем критерий Рейнольдса для газа в верхней и нижней частях колонны

. (6. 28)

Тогда для верхней части колонны

.

Для нижней части колонны

.

Следовательно, режим движения турбулентный.

Для турбулентного режима коэффициент сопротивления сухой насадки в виде беспорядочно засыпанных колец Рашига находят по формуле

. (6. 29)

Для верхней и нижней частей колонны соответственно получим

,

.

Гидравлическое сопротивление сухой насадки в верхней и нижней частях колонны определим по формуле (6. 27)

,

.

Плотность орошения в верхней и нижней частях колонны определим по формуле

. (6. 30)

Подставив численные значения получим

,

.

Гидравлическое сопротивление орошаемой насадки в верхней и нижней частях колонны

,

.

Общее гидравлическое сопротивление орошаемой насадки в колонне

ДР = ДРв+ ДРн э. (6. 31)

Тогда получим

ДР = 3398,78+5479,594 = 8878,374Па.

6.4 Диаметр штуцеров

Диаметр штуцера для подачи исходной смеси

, (6. 32)

где, в свою очередь ,

при t=22°C. =1,5−3м/с [4].

.

Тогда получим

.

Примем стандартный диаметр 50 мм [7].

Диаметр штуцера для отвода паров из верхней части колонны

, (6. 33)

где, ,

при t=58°С, =15−25м/с [4].

.

Отсюда

.

Примем стандартный диаметр 250 мм [7].

Диаметр штуцера для подачи флегмы

, (6. 34)

где,, при t=58°С, =1,5−3м/с [4].

.

Получаем

.

Примем стандартный диаметр 25 мм [7].

Диаметр штуцера для отвода кубовой жидкости

, (6. 35)

где,, при t=66,9°С, =0,5−1м/с [4].

.

Вычислим

.

Примем стандартный диаметр 80 мм [7].

Диаметр штуцера для подвода греющего пара

, (6. 36)

где, , при t=86,9°С, =15−20м/с [4].

Тогда

.

Примем стандартный диаметр 32 мм [7].

Диаметр штуцера для отвода конденсата

, (6. 37)

где, , при t=70°С, =15−20м/с [4].

Тогда

.

Примем стандартный диаметр 50 мм [7].

6.5 Масса аппарата

Масса аппарата рассчитывается по формуле

, (6. 38)

где — масса корпуса, кг;

— масса насадки, кг;

— масса днища, кг;

— масса крышки, кг;

— масса максимальной нагрузки на опоры, кг.

Вычислим составляющие суммы. Масса корпуса равна

, (6. 39)

где — толщина стенок корпуса, в данном случае она равна 6 мм [7];

— плотность стали, равная 7850кг/м [3];

— высота аппарата, м.

Подставим значения в формулу (6. 39)

Масса насадки равна

, (6. 40)

где — объем насадки, м;

— насыпная плотность насадки, которая равна 530 кг/м[5].

Найдем объем насадки

.

Теперь вычислим массу насадки

.

Массы днища и крышки равны 527 кг и 47,9 кг соответственно [7].

Масса максимальной загрузки аппарата равна массе исходной загружаемой смеси, то есть 18 100 кг.

Подставив все значения в формулу (6. 38), найдем массу аппарата

Максимальная нагрузка на опоры

.

6.6 Подбор тарелок

Распределительная тарелка TCH-II [6].

ОСТ 26−705−73

Основные параметры:

Диаметр колонны — 1000 мм;

Свободное сечение колонны — 0,785 м;

— 580 мм;

— 560 мм;

-470мм;

-210мм.

Жидкостной патрубок:

-45мм;

— 80 мм;

-37шт;

Свободное сечение — 0,0013 м.

Параметры тарелки:

Рабочее сечение — 0,264 м;

Сечение слива — 0,0471 м;

Максимально допустимая нагрузка по жидкости — 190 м/(м ч);

Число отверстий для слива жидкости — 6 шт;

Масса тарелки (легированная сталь) — 14,9 кг.

Рисунок 1 — Распределительная тарелка ТСН — II

Перераспределительная тарелка TCH — III [6].

ОСТ 26−705−73

Основные параметры:

Диаметр колонны — 1000 мм;

Свободное сечение колонны — 0,785 м;

— 580 мм;

— 660 мм;

-190мм;

Жидкостной патрубок:

-45мм;

— 80 мм;

-30шт;

Свободное сечение — 0,0013 м.

Параметры тарелки:

Рабочее сечение — 0,264 м;

Сечение слива — 0,0391 м;

Максимально допустимая нагрузка по жидкости — 175 м/(м ч);

Число отверстий для слива жидкости — 12 шт;

Масса тарелки (легированная сталь) — 9,7 кг.

Рисунок 2 — Перераспределительная тарелка TCH — III

6.7 Подбор опоры аппарата

Так как рассчитываемый нами аппарат вертикальный, то выбираем для него юбочную цилиндрическую опору, тип 3, диаметром 2200 мм и высотой 940 мм [8].

Рисунок 3 — Юбочная цилиндрическая опора с кольцевым опорным поясом

Заключение

В соответствии с проектным заданием был проведен расчет насадочной ректификационной колонны периодического действия для разделения 18 100 кг бинарной смеси метиловый спирт — бензол. В результате были получены следующие результаты:

— выход дистиллята — 0,545кг/с;

— выход кубовой жидкости — 1,969кг/с;

— расход флегмы — 0,779кг/с;

— расход охлаждающей воды в дефлегматоре — 2,73кг/с;

— расход греющего пара в кубе нагрева — 5,181·10кг/с;

— габариты проектируемого аппарата:

а) диаметр насадочной части колонны — 1 м;

б) диаметр куба нагрева — 2,2 м;

в) высота насадочной части колонны — 22,6 м;

г) высота куба нагрева — 7.

— масса аппарата — 31 783,772 кг;

— максимальная нагрузка на опоры — 0,312МН;

— подобраны стандартные конструктивные элементы.

Список использованных источников

1 Никольский Б. П. Справочник химика: В 5 т. Т. 1. Общие сведения. Строение вещества. Свойства важнейших веществ. Лабораторная техника/ Б. П. Никольский, О. Н. Григоров, М. Е. Позин. — М.; Л.: Химия, 1966. — 1072 с.: ил.

2 Гельперин Н. И. Основные процессы и аппараты химической технологии: В 2 т. Т. 2./ Н. И. Гельперин. — М.: Химия, 1981. — 812 с.: ил.

3 Плановский А. Н. Процессы и аппараты химической технологии/ А. Н. Плановский, В. М. Рамм, С. З. Каган. — М.: Госхимиздат, 1962. — 846 с.: ил.

4 Иоффе И. Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии/ И. Л. Иоффе. — Л.: Химия, 1991. — 352 с.: ил.

5 Дытнерский Ю. И. Процессы и аппараты химической технологии: В 2 т. Т. 2. Массообменные процессы и аппараты/ Ю. И. Дытнерский. — М.: Химия, 1995. — 368 с.: ил.

6 Дытнерский Ю. И. Процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Ю. И. Дытнерский, Г. С. Борисов, В. П. Брыков. — М.: Химия, 1991. — 496 с.: ил.

7 Лащинский А. А. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры: Справочник/ А. А. Лащинский, А. Р. Толчинский. — Л.: Машиностроение, 1970. — 752 с .: ил.

8 Альперт Л. З. Основы проектирования химических установок/ Л. З. Альперт. — М.: Высш. шк., 1989. — 304 с.: ил.

9 Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии/ А. Г. Касаткин. — М.: Госхимиздат, 1961. — 831 с.: ил.

ПоказатьСвернуть
Заполнить форму текущей работой