Расчет тарельчатой ректификационной колонны для разделения смеси бензол-толуол

Тех.схем.тарелки.dwg

Условное обозначение
Наименование среды в трубопроводе
Вода оборотная (подача)
Паро-жидкостная смесь
Колонна ректификационная
Вентиль регулирующий

Выводы.doc

Конструкция колонны его основных сборочных единиц и расчеты выполнены в соответствии с действующей в химическом машиностроении нормативно-технической документации.
Расчеты колонны выполнены в полном объеме и подтверждают работоспособность разработанной конструкции аппарата.

РАСЧЕТ ТАРЕЛЬЧАТОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СМЕСИ БЕНЗОЛ – ТОЛУОЛ.doc

2. РАСЧЕТ ТАРЕЛЬЧАТОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СМЕСИ БЕНЗОЛ – ТОЛУОЛ
Производительность по исходной смеси – 8 400 кгс;
Концентрация бензола:
в исходной смеси- aF = 41 % (масс.)
в дистилляте- aР = 985 % (масс.)
в кубовом остатке- aW = 18 % (масс.).
охлаждающей воды - 12 °С
дистиллята после холодильника- 27 °С
кубового остатка после холодильника - 27 °С
исходной смеси - 22 °С.
Давление насыщенного водяного пара - 57 кгссм2
Коэффициент избытка флегмы - 16.
Колонна работает под атмосферным давлением.
Исходная смесь и флегма вводятся в аппарат при температуре кипения.
1. Определение производительности по дистилляту и кубовому остатку
Производительность колонны по дистилляту определяем по формуле:
где Gp – производительность по дистилляту кгч;
GF – производительность по исходной смеси кгч;
F – массовая концентрация низко кипящего компонента в исходной смеси %(масс.);
P – массовая концентрация низко кипящего компонента в дистилляте %(масс.);
W – массовая концентрация низко кипящего компонента в кубовом остатке %(масс.).
Производительность колонны по кубовому остатку определяем из уравнения:
GW = GF – GP (2.1.2)
где GW – производительность по кубовому остатку кгч;
Gp – производительность по дистилляту кгч;
GF – производительность по исходной смеси кгч.
GW = 8 400 – 340517 = 499483 (кгч)
00 . 041 = 340517 . 0985 + 499483 . 0018
2. Определение минимального и действительного флегмового числа
Пересчитываем массовые концентрации в мольные по формуле:
где Х – концентрация низкокипящего компонента А в бинарной смеси мол. доли;
– содержание низкокипящего компонента А в бинарной смеси %(масс.);
МА МВ – молярная масса компонента А и В (соответственно).
Молярные массы: бензол – 78 кгкмоль.
толуол – 92 кгкмоль.
Тогда концентрация исходной смеси равна:
Минимальное флегмовое число определяем графо-аналитическим способом. Для этого на основании опытных данных в координатах у-х строим кривую равновесия для смеси бензол – толуол при атмосферном давлении (рис. 2.1) и кривую температур кипения и конденсации (рис. 2.2).
Таблица 2.1. Равновесные данные для смеси бензол – толуол
Содержание компонента А мол. %
Температура кипения t °С
На диаграмме у-х из точки 1 (хр = ур) через точку 2 (хF уF*) проводим прямую линию до пересечения с осью у. Отрезок отсекаемый на оси у обозначим через Вmax = 04. По величине этого отрезка находим минимальное флегмовое число:
- концентрация низкокипящего компонента в дистилляте %(мол.).
Действительное флегмовое число:
R = KR . Rmin (2.2.3)
KR – коэффициент избытка флегмы.
На диаграмме у-х наносим линии рабочих концентраций (рабочие линии) для оптимального флегмового числа R = 235 (рис. 2.1): для этого на оси у откладываем отрезок конец которого соединяем прямой с точкой 1 (хр = ур); точку пересечения этой прямой с вертикальной линией проведенной с абсциссы хF обозначим точкой 2 (хF уF) и наконец точку 2 соединяем с точкой 3 (хW = уW). Линии 1-2 и 2-3 являются рабочими линиями для верхней и нижней частей колонны соответственно.
3. Определение средних значений параметров по колонне физико-химических и термодинамических констант фаз
Средняя мольная концентрация в нижней части колонны:
где Xнср –средняя мольная концентрация низкокипящего компонента в нижней части колонны %(мол.);
XW – мольная концентрация низкокипящего компонента в кубовом остатке %(мол.);
XF– мольная концентрация низкокипящего компонента в исходной смеси %(мол.).
Средняя мольная концентрация в верхней части колонны:
где Xвср –средняя мольная концентрация низкокипящего компонента в верхней части колонны %(мол.);
XР – мольная концентрация низкокипящего компонента в дистилляте %(мол.);
Средняя мольная концентрация по колонне:
где Xср –средняя мольная концентрация низкокипящего компонента по колонне %(мол.);
Xнср –средняя мольная концентрация низкокипящего компонента в нижней части колонны %(мол.);
Xвср –средняя мольная концентрация низкокипящего компонента в верхней части колонны %(мол.).
Средняя массовая концентрация по колонне:
где - средняя массовая концентрация по колонне %(масс.);
Xср – средняя мольная концентрация низкокипящего компонента по колонне %(мол.);
МА – молярная масса компонента А кгкмоль;
МВ – молярная масса компонента В кгкмоль .
Средняя температура в нижней части колонны:
tХW – температура кубового остатка °С;
tХF – температура исходной смеси °С.
Средняя температура в верхней части колонны:
tХP – температура дистиллята °С;
Средняя температура по колонне:
где tХ ср – средняя температура по колонне °С;
tвх ср– средняя температура в верхней части колонны °С;
tнх ср – средняя температура в нижней части колонны °С.
Средняя мольная масса:
Мх ср= МА. Хср + МВ. (1 – Хср) (2.3.8)
Мх ср = 78 . 0477 + 92.(1 – 0477) = 8532 кгкмоль.
Средняя плотность определяется по формуле:
где ρх ср – средняя плотность жидкой фазы кгм3;
ρА – плотность компонента А при температуре tХ cp кгм3;
ρВ – плотность компонента В при температуре tХ cp кгм3;
- средняя массовая концентрация по колонне %(масс.).
ρА = 79926 кгм3 при tХ cp = 943 °С;
ρВ = 7937 кгм3 при tХ cp = 943 °С.
Среднюю вязкость рассчитываем по уравнению:
lg х ср = Хср . lg А + (1 – Хср) . lg B
где А – динамический коэффициент вязкости компонента А Па.с;
В – динамический коэффициент вязкости компонента В Па.с;
Xср –средняя мольная концентрация низкокипящего компонента по колонне %(мол.).
А = 0277 мПа . с при tХ cp = 943 °С;
В = 0285 мПа . с при tХ cp = 943 °С.
lg х ср = 0477 . lg 0277 + (1 – 0477) . lg 0285 = -0552
х ср = 0281 мПа . с = 0281 . 10-3 Па . с.
Среднее поверхностное натяжение определяем по уравнению:
х ср = А . Хср + B . (1 – Хср)
где А – поверхностное натяжение компонента А Нм;
B – поверхностное натяжение компонента В Нм;
А = 1951. 10-3 Нм при tх cp = 943 °С;
В = 20 . 10-3 Нм при tх cp = 943 °С.
х ср = 1951 . 10-3 . 0477 + 20 . 10-3 (1 – 0477) = 198 . 10-3 Нм.
Коэффициент диффузии при средней температуре определяем:
Dx (t) = Dx (20) [1 + b . (t – 20)]
здесь [мПа . с] и ρ [кгм3] – вязкость и плотность растворителя (толуол) при t = 20 °С; t = tХ cp.
=0586 [мПа . с] ρ =866 [кгм3].
Коэффициент диффузии при 20 °С рассчитываем по эмпирическому уравнению:
где VA – мольный объем компонента А см3моль;
VB – мольный объем компонента В см3моль;
А В – коэффициенты зависящие от свойств компонентов А = 1;
Мольные объемы компонентов [2 с. 81 табл.Б.5]:
VA = 148 . 6+6 . 37+15= 126 см3моль;
VB = 148. 7+8 . 37+15=1482 см3моль.
Dx (t) = 1893 . 10-9 [1 + 0016 (943 – 20)] = 414. 10-9 м2с.
где Унср –средняя мольная концентрация низкокипящего компонента в нижней части колонны %(мол.);
УW – мольная концентрация низкокипящего компонента в кубовом остатке %(мол.);
УF– мольная концентрация низкокипящего компонента в исходной смеси %(мол.).
где Увср –средняя мольная концентрация низкокипящего компонента в верхней части колонны %(мол.);
УР– мольная концентрация низкокипящего компонента в дистилляте %(мол.);
Средняя мольная концентрация по колонне:
где Уср –средняя мольная концентрация низкокипящего компонента по колонне %(мол.);
Увср – средняя мольная концентрация низкокипящего компонента в верхней части колонны %(мол.);
Унср– мольная концентрация низкокипящего компонента в нижней части колонны %(мол.).
где tУ ср – средняя температура по колонне °С;
tву ср– средняя температура в верхней части колонны °С;
tну ср – средняя температура в нижней части колонны °С.
Му ср = МА . уср + МВ . (1 – уср) (2.3.18)
Му ср = 78 . 0595 + 92.(1 – 0595) = 8367 кгкмоль.
здесь Т = 273 + tу ср °С; Р = 1 кгссм2 (давление в колонне атмосферное).
где у ср – средняя вязкость Па.с;
у А – динамический коэффициент вязкости компонента А Па.с;
у В – динамический коэффициент вязкости компонента В Па.с;
Уср –средняя мольная концентрация низкокипящего компонента по колонне %(мол.);
МВ – молярная масса компонента В кгкмоль;
Му ср – средняя мольная масса кгкмоль.
уА = 102 . 10-5 Па.с при tу cp = 952 °С;
уВ = 097 . 10-5 Па.с при tу cp = 952 °С .
у ср =1 . 10-5 Па . с.
Коэффициент диффузии для паровой фазы определяем по уравнению:
где Р – давление кгссм2 (давление в колонне атмосферное);
4. Определение диаметра колонны
Расход проходящего по колонне пара может быть определен:
где Vy – расход проходящего пара м3с;
ρу ср – средняя плотность паров кгм3;
Gp – производительность по дистилляту кгс;
R – действительное флегмовое число.
Скорость пара в колонне определяем по уравнению (2.4.2). Предварительно принимаем расстояние между тарелками h = 550 мм. Используем ранее найденные ρх cp = 7961 кгм3 и ρу cp = 268 кгм3. Для колпачковых тарелок по графику [2с. 13рис.2.2] находим С = 006. Тогда скорость пара в колонне:
где W – скорость пара в колонне мс;
С – коэффициент зависящий от конструкции тарелок расстояния между тарелками рабочего давления в колонне;
ρх cp ρу cp –средняя плотность жидкости и пара кгм3.
Тогда диаметр колонны
W – скорость пара в колонне мс.
Принимаем стандартное значение диаметра колонны D = 12 м и уточняем скорость пара в колонне:
5. Определение высоты колонны
По уравнению находим коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:
Mх ср – средняя молекулярная масса жидкости кгкмоль;
Pr’ – диффузионный критерий Прандтля равный:
Коэффициент массоотдачи в паровой фазе находим по уравнению:
где уf - коэффициент массоотдачи в паровой фазе кмоль(м2.с.кмолькмоль);
Dу – коэффициент диффузии для паровой фазы м2с;
Rey – критерий Рейнольдса который равен:
Общий коэффициент массопередачи Kyf находим из уравнения (2.5.3):
где – тангенс угла наклона линии равновесия;
у* х* - равновесные концентрации.
Так как величина m является переменной по высоте колонны находим ее значение для различных концентраций используя диаграмму (рис. 2.1).
В пределах от Хw до Хр выбираем ряд значений Х для каждого значения Х определяем по диаграмме (рис. 2.1) величины у* - у х - х* как разность между равновесной и рабочей линией а затем по этим значением определяем величину m. Результаты сводим в таблицу 2.2.
Таблица 2.2. Определение коэффициента массопередачи
Для построения кинетической кривой воспользуемся формулой :
Значения разности (у* - ун) это значения АС = (у* - у) для каждого выбранного значения х в пределах от хw до хр.
Рабочая площадь тарелки может быть найдена [2 с.88 табл.В.2]: Fp = 101 м2.
Мольный расход пара по колонне:
Таблица 2.3 – К построению кинетической кривой
По данным таблицы 2.3 строим кинетическую кривую. Точки А1 А2 А10 лежат на рабочих линиях точки С1 С2 С3 С10 – на равновесной кривой. Вычисленные отрезки В1С1 В2С2 В3С3 В10С10 откладываются от соответствующих точек С вниз. Кинетическая кривая начинается в начале координат проходит через точки В1 В2 В3 В10 и заканчивается в правом верхнем углу диаграммы у-х (рис. 2.2).
Число действительных тарелок которое обеспечивает заданную четкость разделения определяется путем построения "ступенек" между рабочими и кинетической линиями. Число ступеней в пределах концентраций XWXP равно числу действительных тарелок.
В результате построения (рис. 2.1) получаем число действительных тарелок n= 55 тарелка питания 35-я снизу.
Высоту колонны определяем по уравнению:
H = (n – 1) . h + Hсеп + Hкуб (2.5.5)
где n – число действительных тарелок в колонне;
h – расстояние между тарелками м;
Нсеп – высота сепарационной части колонны м [2стр.14 табл.2.1];
Нкуб – высота кубовой части колон м [2стр.14 табл.2.1].
Н= (55 – 1) . 055 + 08 + 2 = 314м.
6. Определение гидравлического сопротивления колонны с колпачковыми тарелками
Полное гидравлическое сопротивление колонны определяем по уравнению (2.20) а гидравлическое сопротивление тарелки – по уравнению (2.22).
По таблице В.2 Приложения выбираем тарелку типа ТСК-Р для колонны диаметром D = 1200 мм. Эта тарелка имеет следующие параметры:
рабочая площадь тарелки Fp = 093 м2;
площадь прохода паров Fо = 0129 м2;
площадь слива Fсл = 0099 м2;
периметр слива П = 0818 м;
количество колпачков на тарелке m = 43;
диаметр колпачка 100 мм.
Сопротивление сухой тарелки:
где Fo – площадь прохода паров м2.
Глубина барботажа согласно уравнению :
Высота подпора жидкости над сливным порогом по уравнению (2.33):
П = 0818 м (из характеристики тарелки).
Для дальнейших расчетов примем колпачок капсульный с прямоугольными прорезями шириной b = 4 мм; количество прорезей в одном колпачке z = 26 (см. Приложение таблицы В.4 В.5). Высоту открытия прорези рассчитываем по уравнению :
принимаем по таблице В.4 высоту прорези hпр = 30 мм.
Высоту установки колпачка примем hу = 10 мм.
Высоту сливного порога найдем по уравнению :
hпор = hг.б – hсл + hпр + hу = 0049 – 0024 + 003 + 001 = 0065 м.
Тогда величина перепада уровня жидкости на тарелке :
Сопротивление слоя жидкости на тарелке согласно уравнению :
Тогда гидравлическое сопротивление тарелки (пренебрегая ΔР)
ΔРт = ΔРсух + ΔРст = 5048 + 537 = 10425 Па
а гидравлическое сопротивление колонны
ΔРк = n . ΔРт = 55 . 10425 = 57 3375 Па.
Проверим ранее принятое расстояние между тарелками h = 055 м. Для этого необходимо рассчитать величину относительного уноса жидкости.
Высота пены образующейся на тарелке согласно уравнению :
Тогда величина относительного уноса жидкости
49 01 следовательно расстояние между тарелками выбрано верно.
Значение коэффициентов К1 К2 К3 К4 и показателя степени n взяты из [2 стр.90 таблицы В.6 Приложения]
7. Определение диаметра штуцеров
Диаметр штуцера подачи флегмы определяем по уравнению:
где d – диаметр штуцера м;
Vф – объемная производительность потока м3с;
Wф – скорость движения потока мс.
Объемную производительность потока определяем по уравнению:
где ρА – плотность бензола при tXP = 8043 °С кгм3;
Gp – производительность по исходной смеси кгс;
Так как скорости потока принимаем ориентировочно то можно принять плотность флегмы как плотность бензола tXP = 8043°С:
Тогда объемная производительность потока равна:
Принимаем Wф = 05 мс тогда
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера 89х4 мм [6 с. 17].
Диаметр штуцера подачи исходной смеси определяем по уравнению:
Объемную производительность исходной смеси определяем по уравнению:
где GF – производительность по исходной смеси кгс;
ρF – плотность исходной смеси кгм3.
Находим плотность исходной смеси по уравнению:
где ρА – плотность бензола при tXF = 936 °С кгм3;
ρВ – плотность толуола при tXF = 936 °С кгм3.
Плотность исходной смеси будет равна:
Принимаем WF = 08 мс тогда
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера 70х3 мм [6 с. 17].
Диаметр штуцера выхода кубового остатка определяем по уравнению:
где GW – производительность по кубовому остатку кгс;
ρW – плотность кубового остатка кгм3.
Плотность кубового остатка принимаем как плотность толуола при
Принимаем WW = 03 мс тогда
Диаметр штуцера кубовой жидкости которая подается на кипятильник определяем по уравнению:
Объемную производительность кубовой жидкости определяем по уравнению:
GФ – производительность по подачи флегмы кгс;
GW – производительность по кубовому остатку кгс;
ρВ – плотность толуола кгм3.
Принимаем Wк.ж = 03 мс тогда
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера 133х4 мм [6 с. 16].
Диаметр штуцера выхода паров из колонны определяем по уравнению:
где - объемная производительность выхода пара м3с.
м3с (см. раздел 2.4.)
Принимаем Wу = 15 мс тогда
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера 325х10 мм [6 с. 17].
8.1. Подогреватель исходной смеси
Уравнение теплового баланса для подогревателя:
Q = 105 . GF . . (tXF – tнач) = Gг.п . r (2.8.1)
где - удельная теплоемкость исходной смеси Джкг.К;
GF – производительность по исходной смеси кгс;
Gг.п. – производительность по исходной смеси кгс;
r - удельная теплота парообразования при Р = 57 кгссм2 ;
tXF – температура кипения исходной смеси;
tнач – начальная температура.
здесь тепловые потери приняты в размере 5% от полезно затрачиваемой теплоты;
Удельная теплоемкость исходной смеси:
= аF . СА + (1 – аF) . СВ (2.8.2)
где СА СВ – удельные теплоемкости бензола и толуола при средней температуре °С;
аF – содержание низкокипящего компонента в исходной смеси %(масс.).
Рассчитываем удельные теплоемкости бензола и толуола:
= 041 . 0457 + (1 – 041) . 0449 = 0453 = 1895
Тогда количество тепла которое необходимо передать от одного носителя другому будет равно:
Q= 105 . . 1895 (936 – 22) = 332357 Вт.
Расход греющего пара:
Средняя разность температур
Температура насыщенного водяного пара при Р = 57 кгссм2 составляет [1 c. 550]:
большая разность температур:
Δtб = 156 – 22 = 134°С;
меньшая разность температур:
Δtм = 156– 936 = 624 °С.
Так как то среднюю разность температур определяем следующим образом:
Коэффициент теплопередачи принимаем ориентировочно равным 250 Втм2.К [6 с. 47].
Поверхность теплообмена подогревателя исходной смеси рассчитываем по формуле:
где F – поверхность теплообмена м2;
Q – количества тепла передаваемое от одного носителя другому Вт;
К – коэффициент теплопередачи Втм2.К;
Δtср – средняя разность температур °С.
Принимаем двухходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6 с. 51]:
-диаметр кожуха 400 мм;
-количество труб в теплообменнике 100 шт;
-поверхность теплообмена 16 м2.
8.2. Дефлегматор (конденсатор)
Расход теплоты отдаваемый охлаждающей воде при конденсации паров в дефлегматоре определяется из уравнения теплового баланса дефлегматора:
QД = GР . (R + 1) . rР = GВ . CВ . (tк – tн) (2.8.4)
где QД – количество тепла отдаваемого охлаждающей воде при конденсации паров в дефлегматоре Вт;
GP – производительность по дистилляту кгс;
Gв – расход охлаждающей воды кгс;
rР – удельная теплота парообразования дистиллята кДжкг;
СВ – удельная теплоемкость воды Джкг . К;
R – действительное флегмовое число;
tк – конечная температура охлаждающей воды °С;
tн– начальная температура охлаждающей воды tн=12 °С.
Удельная теплота парообразования дистиллята рассчитываем по уравнению:
rР = аР . rА + (1 – аР) . rВ (2.8.5)
где rА rВ – удельные теплоты парообразования бензола и толуола при температуре tХр=8043 °С;
аР – содержание низкокипящего компонента в дистилляте %(масс.).
Удельные теплоты парообразования бензола rА и толуола rВ при tХр=8043 °С:
rА = 39354 [1 с. 542];
rВ = 37853 [1 с. 542].
Тогда удельная теплота парообразования дистиллята равна:
rР = 0985 . 39354+ (1 – 0985) . 37853 = 39331 .
Количество тепла отдаваемого охлаждающей воде при конденсации паров в дефлегматоре составит:
QД = . (235+ 1) . 39331 .103 = 1246281 Вт.
Принимаем температуру охлаждающей воды на выходе из дефлегматора 25°С тогда расход охлаждающей воды:
Средняя разность температур при противоточной схеме движения теплоносителей:
Большая разность температур:
Δtб =8043 – 12 = 6843 °С;
Δtм = 8043 – 25 = 5543 °С.
Принимаем ориентировочно коэффициент теплопередачи К = 500 Втм2.К [6 с. 47].
Поверхность теплообмена подогревателя исходной смеси рассчитываем по формуле 2.8.3:
Принимаем двухходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками :
-количество труб в теплообменнике 166 шт;
-поверхность теплообмена 42 м2.
8.3. Холодильники дистиллята и кубового остатка
Расход теплоты отдаваемый охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята определяется из уравнения теплового баланса:
Q = GР . . (tХр – tр кон) = GВ . CВ . (tк – tн) (2.8.7)
где Q – количество тепла отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята Вт;
– удельная теплоемкость дистиллята при его средней температуре (tХр + tр кон)2 ;
tр кон – конечная температура дистиллята после холодильника °С .
Удельная теплоемкость дистиллята рассчитываем по уравнению:
= аР . СА + (1 – аР) . СВ (2.8.8)
= 0985 . 0453 + (1 – 0985) . 0444 = 0453 = 1895.
Количество тепла отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:
Q = . 1895(8043 – 27) = 95784 Вт.
Расход охлаждающей воды при нагревании ее на 15 °С в холодильнике товарного дистиллята:
Δtб = 8043 – 27 = 5343 °С;
Δtм = 27 – 12 = 15 °С.
При ориентировочном значении К = 400 Втм2 . К [6 с. 47] поверхность теплообмена холодильника товарного дистиллята составит:
Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками :
-диаметр кожуха 273 мм;
-количество труб в теплообменнике 37 шт;
-поверхность теплообмена 9 м2.
Расход теплоты отдаваемый охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка определяется из уравнения теплового баланса:
Q = Gw . . (tХw – tw кон) = GВ . CВ . (tк – tн) (2.8.9)
где Q – количество тепла отдаваемого охлаждающей воде в холодильнике кубового остатка Вт;
– удельная теплоемкость дистиллята при его средней температуре (tХW + tW кон)2 ;
tW кон – конечная температура кубового остатка после холодильника °С .
Удельная теплоемкость кубового остатка рассчитывается по уравнению:
= аw . СА + (1 – аw) . СВ (2.8.10)
где – удельная теплоемкость кубового остатка при его средней температуре (tХw + tW кон)2;
СА СВ – удельные теплоемкости бензола и толуола при средней температуре °С;
аW – содержание низкокипящего компонента в кубовом остатке %(масс.).
СА = 047 [1 с. 562];
= 0018 . 047 + (1 – 0018) . 046 = 04603 = 1929.
Количество тепла отдаваемого охлаждающей воде в холодильнике кубового остатка равно:
Q = . 1929(1096– 27) = 221031 Вт.
Расход охлаждающей воды при нагревании ее на 15 °С в холодильнике кубового остатка:
Δtб = 1096 – 27= 826 °С;
При ориентировочном значении К = 400 Втм2 К [6 с. 47] поверхность теплообмена холодильника кубового остатка составит:
-диаметр кожуха 325 мм;
-количество труб в теплообменнике 62 шт;
-поверхность теплообмена 145 м2.
8.4. Кипятильник (испаритель)
Количество теплоты QК которое надо подать в куб колонны определяется из уравнения теплового баланса колонны:
QК = (QД + GР . СР . tХр + GW . СW . tХw – GF . СF . tХF ) .Qпот (2.8.11)
где QК – количество тепла которое надо подать в куб колонны Вт;
GР – производительность по дистилляту кгс;
СW – удельная теплоемкость кубового остатка Джкг . К;
СP – удельная теплоемкость дистиллята Джкг . К;
СF – удельная теплоемкость исходной смеси Джкг . К;
tXW –температура кубового остатка °С;
tXP – температура дистиллята °С;
tXF– температура исходной смеси °С;
QД – количество тепла отдаваемого охлаждающей воде при конденсации паров в дефлегматоре Вт;
QК – тепловые потери которые принимаем 3% от полезно затрачиваемой теплоты Вт.
Удельные теплоемкости взяты соответственно при tXP = 8043°С tXF = 936°С tXW = 1096°С.
Удельная теплоемкость дистиллята равна:
СР = аР . СА + (1 – аР) . СВ = 0985 . 04835 + (1 – 0985) . 04735 =
Удельная теплоемкость исходной смеси равна:
СF = аF . СА + (1 – аF) . СВ = 041 . 04986 + (1 – 041) . 0487 =
Удельная теплоемкость кубового остатка равна:
СW = аW . СА + (1 – аW) . СВ = 0018 . 0513 + (1 – 0018) . 0499 =
Таким образом количество тепла которое надо подать в куб колонны составит:
Расход греющего пара при Р = 57 кгссм2:
Средняя разность температур равна разности между температурой насыщенного пара при Р = 57 кгссм2 и температурой кипения кубового остатка:
Δtср = 156– 1096 = 464 °С.
При ориентировочно принятом коэффициенте теплопередачи К = 2000 Втм2.К [6 с. 47] поверхность кипятильника составит:
Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками:
Павлов К.Ф. Романков П.Г. Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л.: Химия 1987. – 576с.
Методические ууказания к выполнению курсовой работы на тему “Расчет ректификационной установки непрерывного действия”. - Ильиных А.А. Носач В.А. Резанцев И.Р. 2005 – 90с.
Отраслевой стандарт (Ост 26-01-1488-83).
Доманский И.В. Исаков В.П. и др. Под общей редакцией Соколова В.Н. Машины и аппараты химических производств: Примеры и задачи. – Л.: Машиностроение 1982. – 384 с.
Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки. СправочникПод редакцией Судакова Е.Н. 3-е изд. перераб. и доп. – М.: Химия 1979. – 568 с.
Борисов Г.С. Брыков В.П. Дытнерский Ю.И. и др. Под ред. Дытнерского Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии 2-е изд. перераб. и дополн. – М.: Химия 1991. – 496 с.
Коган В.Б. Фридман В.М Кафаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром. Справочное пособие книга 1-я и 2-я. – М.-Л.: Наука 1966. – 640 с. + 786 с.
Плановский А.Н. Рамм В.М. Каган С.З. Процессы и аппараты химической технологии 4-е изд. – М.: Химия 1967. – 848 с.
Романков П.Г. Курочкина М.И. Расчетные диаграммы и номограммы по курсу "Процессы и аппараты химической промышленности". – Л.: Химия 1985. – 54 с.
Чернышев А.К. Коптелов В.Г.В.В. Заичко Н.Д. Основные теплофизические свойства газов и жидкостей. Номографический справочник. – Кемеровское изд-во 1971. – 225 с.
Дытнерский Ю.И. и др. Колонные аппараты. Каталог Под ред. Дытнерского Ю.И. 2-е изд-во. – М.: ЦИНИНЕФТЕХИММАШ 1978. – С. 220.
Плановский А.Н. Николаев П.И. Процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии 3-е изд. – М.: Химия 1987. – 496 с.

Колонна колпачковая.dwg

Колонна ректификационная
Вход паров из кипятильника
Выход кубового остатка
Средний уровень жидкости в колонне
Планка регулировочная
Болт М12х25 по ГОСТ 7798-70
Гайка М12 по ГОСТ 5616-70
Шайба 12 по ГОСТ 11371-58
Колпачок по ГОСТ 9634-68
Схема расположения штуцеров и люков
Техническая характеристика
Аппарат предназначен для разделения смеси бензол-толуол.
Номинальная емкость 98
Производительность 2
Давление в колонне 0.1 МПа.
Температура среды в кубе до 109
Среда в аппарате - токсичная.
Тип тарелок - колпачковые.
Выход жидкости из куба
Действительное расположение штуцеров - на виде сверху.
Аппарат должен быть теплоизолирован.
соединений проверить гидравлическим испытанием пробным давлением.
Прочность и плотность колонного аппарата
сварных и разъемных
нафтовому машинобудуваннi. Вимоги до технологiчного процесу.
Зварювання плавленням металевих матерiалiв в хiмiчному та
Сварку проводить в соответствии с требованиями ГСТУ 3-020-2001
побудови та безпечноi експлуатацii посудин
що працюють пiд тиском."
На апарат распространяется действие ДНАОП 0.00-1.07-94 "Правила
Загальнi технiчнi умови.
аппарата по ГСТУ 3-17-191-2000 "Посудини та апарати стальнi
Требования к материалам
Технические требования

Содержание.doc

Описание ректификационной установки .. 6
Расчет тарельчатой ректификационной колонны для разделения смеси бензол-толуол .. .7
1. Определение производительности по дистилляту и кубовому
2. Определение минимального и действительного флегмового числа .8
3. Определение средних значений параметров колонны физико-химических и термодинамических констант фаз 14
4. Определение диаметра колонны . ..22
5. Определение высоты колонны. ..23
6. Определение гидравлического сопротивления колонны с колпачковыми тарелками . 27
7. Определение диаметра штуцеров . . 30
8. Тепловые расчеты .35
8.1. Подогреватель исходной смеси. 35
8.2. Дефлегматор (компенсатор) ..37
8.3. Холодильники дистиллята и кубового остатка 39
8.4. Кипятильник (испаритель) . .44
Список литературы 48

1.Описание рек. уст..doc

1. ОПИСАНИЕ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ УСТАНОВКИ
Исходная смесь из промежуточной ёмкости Е1 центробежными насосами H1 и H2 подаётся в теплообменник П где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в середину ректификационной колонны КР на тарелку питания где состав жидкости равен составу исходной смеси.
Стекая вниз по колонне жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике К. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка 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) получаемой в дефлегматоре Д путём конденсации пара выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения – дистиллята который охлаждается в теплообменнике Х2 и направляется в промежуточную ёмкость ЕЗ.
Из кубовой части колонны насосом H3 непрерывно выводится кубовая жидкость – продукт обогащённый труднолетучим компонентом который охлаждается в теплообменнике X1 и направляется в ёмкость Е2.
Таким образом в ректификационной колонне осуществляется непрерывный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащённый труднолетучим компонентом).

Введение.doc

Ректификация – один из способов разделения жидких смесей основанный на различном распределении компонентов смеси между жидкой и паровой фазами. В качестве аппаратов служащих для проведения ректификации используются ректификационные колонны - состоящие из собственно колонны где осуществляется противоточное контактирование пара и жидкости и устройств в которых происходит испарение жидкости и конденсация пара — куба и дефлегматора. Колонна представляет собой вертикально стоящий полый цилиндр внутри которого установлены так называемые тарелки (контактные устройства различной конструкции) или помещен фигурный кусковой материал — насадка. Куб и дефлегматор — это обычно кожухотрубные теплообменники (находят применение также трубчатые печи и кубы-испарители).
Назначение тарелок и насадки - разделение межфазной поверхности и улучшение контакта между жидкостью и паром. Тарелки как правило снабжаются устройством для перелива жидкости. В качестве насадки ректификационных колонн обычно используются кольца диаметр которых равен их высоте.
Как в насадочных так и в тарельчатых колоннах кинетическая энергия пара используется для преодоления гидравлического сопротивления контактных устройств и для создания динамической дисперсной системы пар — жидкость с большой межфазной поверхностью. Существуют также ректификационные колонны с подводом механической энергии в которых дисперсная система создаётся при вращении ротора установленного по оси колонны. Роторные аппараты имеют меньший перепад давления по высоте что особенно важно для вакуумных колонн.
По способу проведения различают - непрерывную и периодическую ректификацию. В первом случае разделяемая смесь непрерывно подается в ректификационную колонну а из колонны непрерывно отводятся две или более число фракций обогащенных одними компонентами и обедненных другими. Полная колонна состоит из двух секций укрепляющей и исчерпывающей. Исходная смесь (обычно при температуре кипения) подается в колонну где смешивается с так называемой извлеченной жидкостью стекающей по контактным устройствам (тарелкам или насадке) исчерпывающей секции противотоком к поднимающемуся потоку пара. Достигая низа колонны жидкость обогащается тяжелолетучими компонентами. Внизу жидкость частично испаряется в результате нагрева подводящимся теплоносителем и пар снова поступает в исчерпывающую секцию. Пройдя её обогащенный легколетучими компонентами пар поступает в дефлегматор где обычно полностью конденсируется подходящим хладагентом. Полученная жидкость делится на два потока - дистиллят и флегму. Дистиллят является продуктовым потоком а флегма поступает на орошение укрепляющей секции по контактным устройствам которой стекает. Часть жидкости выводится из куба колонны в виде так называемого кубового остатка (также продуктовый поток).
Если исходную смесь нужно разделить непрерывным способом на число фракций больше двух то применяется последовательное либо параллельно - последовательное соединение колонн.
При периодической ректификации исходная жидкая смесь единовременно загружается в куб колонны емкость которой соответствует желаемой производительности. Пары поступают в колонну и поднимаются к дефлегматору где происходит их конденсация. В начальный период весь конденсат возвращается в колонну что отвечает режиму полного орошения. Затем конденсат делится на дистиллят и флегму. По мере отбора дистиллята (либо при постоянном флегмовом числе либо с его изменением из колонны выводятся сначала легколетучие компоненты затем среднелетучие и так далее). Нужную фракцию (или фракции) отбирают в соответствующий сборник. Операция продолжается до полной переработки первоначально загруженной смеси.
Основные области промышленного применения ректификации — получение отдельных фракций и индивидуальных углеводородов из нефтяного сырья в нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности окиси этилена акрилонитрила акрилхлорсиланов - в химической промышленности. Ректификация широко используется и в других отраслях народного хозяйства: коксохимической лесохимической пищевой химико-фармацевтической промышленностях.