Проектирование ректификационной установки для разделения смеси бензол-толуол производительностью по дистилляту 3 кг/с

Санкт-Петербургский государственный технологический институт

(Технический университет) Кафедра процессов и аппаратов химической технологии

Учебная дисциплина:

Процессы и аппараты химической технологии

Тема:

Проектирование ректификационной установки для разделения смеси бензол-толуол производительностью по дистилляту 3 кг/с

Задание на курсовой проект

Вариант 13Р

Спроектировать установку ректификационную тарельчатую колонну с колпачковыми тарелками для разделения смеси бензол-толуол под атмосферным давлением.

Сделать подробный тепловой расчет и вычертить дефлегматор.

Основные данные:

1. Производительность по дистилляту GD = 3 кг/с

2. Содержание низкокипящего компонента в кубовом остатке xW = 0,04 (мас. доли) в исходной смеси xF = 0,32 (мас. доли) в дистилляте xD = 0,82 (мас. доли)

3. Температура исходной смеси tн = 35° C

4. Давление греющего пара Pабс = 2 ат

5. Температура охлаждающей воды tв =16 ° C

1. Аналитический обзор

1.1 Конструкции ректификационных колонн

1.1.1 Схема работы колпачковой тарелки

1.1.2 Виды колпачковых тарелок

1.2 Описание технологической схемы установки

2. Технологический расчет ректификационной установки непрерывного действия для разделения смеси бензол-толуол

2.1 Материальный баланс и рабочее флегмовое число

2.2 Определение скорости пара и диаметра колонны

2.3 Гидравлический расчет колпачковых тарелок

2.4 Определение числа тарелок и высоты колонны

2.5 Тепловой расчет установки

3. Расчёт теплообменников

3.1 Подогреватель исходной смеси

3.2 Холодильник дистиллята

3.3 Куб-испаритель

3.4 Холодильник кубового остатка

3.5 Подробный расчет дефлегматора

3.5.1 Турбулентный режим

3.5.2 Ламинарный режим Выводы Список использованной литературы Приложение 1

Приложение 2

Приложение 3

Ректификация — это массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных аппаратах (колонных) с контактными элементами (насадка, тарелки). Этот процесс основан на различной летучести составляющих смесь компонентов, т. е. на различии в температурах кипения компонентов при одинаковом давлении. Процесс ректификации осуществляют в аппаратах, называемых ректификационными колоннами. В промышленности наибольшее распространение получили тарельчатые ректификационные колонны с колпачковыми, ситчатыми, клапанными и решетчатыми тарелками.

Через ректификационную колонну противотоком движутся пар и жидкость. Пар идет снизу вверх, жидкость стекает сверху вниз. На каждой тарелке колонны они вступают в контакт благодаря барботажу — прохождение пузырьков и струек пара через слой жидкости на тарелке. Вследствие отсутствия термодинамического равновесия между паром и жидкостью при этом возникают процессы теплои массообмена, в результате которого состояние двухфазной системы приближается к равновесному. Пар становится богаче более летучим (низкокипящим) компонентом, а жидкость — менее летучим (высококипящим). Температура пара падает, жидкости — возрастает.

Пар образуется в кубе-испарителе при кипении жидкости, стекающей в него с нижней тарелки колонны. Концентрация легколетучего компонента, как в жидкости, так и в образующемся при ее кипении паре — низкая. Из куба-испарителя пар поступает в колонну под нижнюю тарелку. По мере продвижения через тарелки пар все в большей степени обогащается легколетучим компонентом. С верхней тарелки пар уходит в конденсатор (дефлегматор), где он полностью конденсируется. Часть образовавшегося конденсата — жидкости с высокой концентрацией легколетучего компонента — поступает на верхнюю тарелку колонны. Эту часть жидкости называют флегмой. Остальную жидкость отбирают в качестве верхнего продукта — дистиллята. Флегма, стекая вниз по тарелкам, обедняется более летучим компонентом и приходит в куб-испаритель. Часть жидкости отбирают в качестве нижнего продукта разделения — кубового остатка. Исходную бинарную смесь (питание) подают на одну из тарелок средней части колонны, на которой состав жидкости близок к составу питания. Тарелка, на которую поступает исходная смесь, называется питающей. Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется процесс многократного контакта между неравновесными жидкой и паровой фазами.

Происходит непрерывный процесс разделения подаваемой в колонну исходной смеси на дистиллят и кубовый остаток. Концентрация получаемых продуктов разделения зависят от числа тарелок в колонне и от режима ее работы.

Для обогрева испарителей ректификационных колонн наиболее часто применяют насыщенный водяной пар. Реже используют электронагреватель, топочные газы и высокотемпературные органические теплоносители. Охлаждение конденсаторов (дефлегматоров) производят чаще всего водой.

Ректификацию можно проводить периодическим и непрерывным способом.

При периодической ректификации (рис. 1) смесь загружается в куб 1 и нагревается паром, проходящим через змеевик 2. После того, как смесь в кубе закипит, образующиеся пары начинают поступать в колонну 3, оттуда по трубе 4 направляются в дефлегматор 5, где конденсируются. Часть конденсата (флегма) по трубе 6 стекает обратно в колонну, другая часть (дистиллят) по трубе 7 поступает в холодильник 8 и отсюда отводится в приёмник дистиллята. При таком процессе в колонне происходит укрепление паров, а в кубе — исчерпывание смеси. Исчерпывание продолжается в течении некоторого времени, когда достигается требуемый состав смеси, операция заканчивается и остаток отводится из куба.

Рис. 1. Схема ректификационной установки периодического действия:

1-куб; 2-змеевик; 3-колонна; 4-труба для отвода паров из колонны; 5-дефлегматор; 6-труба для возврата флегмы; 7-труба для отбора дистиллята; 8-холодильник.

По мере протекания процесса условия работы установки постепенно изменяются. В начале процесса в колонну поступают из куба пары, богатые НК. В этот период нужно сравнительно небольшое количество флегмы, чтобы выделить из паров, содержащийся в них ВК. В ходе процесса выходящие из куба пары будут всё более обогащаться ВК, и для выделения его из паров количество флегмы должно быть увеличено. Если же количество флегмы оставить постоянным, будет возрастать содержание ВК в дистилляте.

При непрерывной ректификации (рис. 2) смесь подаётся в среднюю часть колонны через теплообменник 1, обогреваемый остатком или паром. В верхней части колонны 2, расположенной выше точки ввода смеси, происходит укрепление паров. В нижней части колонны 3, расположенной ниже точки ввода смеси, происходит исчерпывание жидкости. Из исчерпывающей колонны жидкость стекает в кипятильник (куб) 4, обогреваемый паром. В кипятильнике образуются пары, поднимающиеся вверх по колонне; остаток непрерывно отводится из куба. Пары, выходящие из укрепляющей части колонны, поступают в дефлегматор 5, откуда флегма возвращается в колонну, а дистиллят направляется в холодильник 7.

Рис. 2. Схема ректификационной установки непрерывного действия:

1-теплообменник; 2-укрепляющая колонна; 3-исчерпывающая колонна; 4-кипятильник; 5-дефлегматор; 6-распределительный стакан; 7-холодильник; 8-вентиль, регулирующий отбор дистиллята.

Преимущества непрерывной ректификации по сравнению с периодической:

1) условия работы установки не изменяются в ходе процесса, что позволяет установить точный режим, упрощает обслуживание и облегчает автоматизацию процесса;

2) отсутствуют простои между операциями, что приводят к повышению производительности установки;

3) расход тепла меньше, причем возможно использование тепла остатка на подогрев исходной смеси в теплообменнике.

Благодаря перечисленным преимуществам в производствах крупного масштаба применяют главным образом непрерывную ректификацию, периодические процессы ректификации находят применение лишь в небольших, неравномерно работающих производствах.

1 Аналитический обзор

1.1 Конструкции ректификационных колонн

Ректификационные колонны отличаются, в основном, конструкцией внутреннего устройства для распределения жидкой и паровой фаз. Взаимодействие жидкости и пара осуществляется в колоннах путём барботирования пара через слой жидкости на тарелках или же путём поверхностного контакта пара и жидкости на насадке или на поверхности жидкости, стекающей тонкой плёнкой.

В ректификационных установках применяют три основных типа колонн:

1) колпачковые,

2) ситчатые,

3) насадочные,

4) барботажные.

Разработаны также конструкции аппаратов для ректификации, в которых интенсификация процесса разделения достигается под действием центробежной силы (центробежные ректификаторы).

Колпачковые колонны.

Эти колонны наиболее распространены в ректификационных установках. На рис. 3 схематически изображена колонна небольшого диаметра, состоящая из тарелок 1, на каждой из которых имеется один колпачок 2 круглого сечения и патрубок 3 для прохода пара. Края колпачка погружены в жидкость. Благодаря этому на тарелке создается гидравлический затвор, и пар, выходящий из колпачка, должен проходить через слой жидкости, находящийся на тарелке. Колпачки имеют отверстия или зубчатые прорези для раздробления пара на мелкие пузырьки, т. е. для увеличения поверхности его соприкосновения с жидкостью.

Приток и отвод жидкости, а также высоту жидкости на тарелке регулируют при помощи переливных трубок 4, которые расположены на диаметрально противоположных концах тарелки; поэтому жидкость течет на соседних тарелках во взаимно противоположных направлениях.

Рис. 3. Схема устройства тарельчатой (колпачковой) колонны: 1-тарелка; 2-колпачок; 3-паровой патрубок; 4-переливная трубка.

1.1.1 Схема работы колпачковой тарелки

Схема работы колпачковой тарелки изображена на рис. 4. Выходящие через прорези колпачки пузырьки пара сливаются в струйки, которые проходят через слой жидкости, находящейся на тарелке, и над жидкостью образуется слой пены и брызг, — основная область массообмена и теплообмена между паром и жидкостью на тарелке.

Процесс барботажа на тарелке весьма сложен. Проводившиеся до сих пор исследования (В.Н. Стабников, А. М. Шуер и др.) дают возможность представить лишь качественную картину процесса.

При движении струйки пара обычно сливаются друг с другом; при этом некоторая часть сечения прорезей обнажается и образуются каналы, по которым газ проходит из-под колпачка сквозь жидкость. Поэтому поверхность взаимодействия газа с жидкостью непосредственно в зоне барботажа невелика. Основная зона фазового контакта находится в области пены и брызг над жидкостью, которые образуются вследствие распыления пара в жидкости и уноса брызг при трении пара о жидкость.

Интенсивность образования пены и брызг зависит от скорости пара и глубины погружения колпачка в жидкость. Сечение и форма прорезей колпачка имеют второстепенное значение, но желательны узкие прорези, так как они разбивают газ на более мелкие струйки, увеличивая поверхность соприкосновения с жидкостью.

Работа колпачка в оптимальных условиях при предельной скорости и наибольшего к.п.д. высота открытия прорези колпачка наибольшая, что способствует увеличению пути паров и времени их контакта с жидкостью.

Рис. 4. Схема работы колпачковой тарелки.

1.1.2 Виды колпачковых тарелок

1. Колпачковая тарелка с радиальным переливом жидкости.

Для создания достаточной поверхности соприкосновения между паром и жидкостью на тарелках обычно устанавливают не один, а большое число колпачков (рис. 5).

Колпачки располагают на близком расстоянии друг от друга (равен в среднем 1,5 диаметра колпачка) с тем, чтобы пузырьки, выходящие из соседних колпачков, прежде чем принять вертикальное направление движения, могли бы сталкиваться друг с другом.

Типовые колпачковые тарелки изготовляют с радиальным и с диаметральным переливом жидкости. Тарелки первого типа (рис. 3, а) представляют собой вырезанные из стального листа диски 1 и 2, которые крепятся на болтах 7 и прокладках 8 к опорному кольцу 3. Колпачки 4 расположены на тарелке в шахматном порядке. Жидкость переливается на лежащую ниже тарелку по периферийным переливным трубкам 5, течёт к центру и сливается на следующую тарелку по центральной переливной трубке 6, затем снова течёт к периферии и т. д.

Рис. 5. Колпачковая тарелка с радиальным переливом жидкости.

1 и 2-диски; 3-опорное кольцо; 4-колпачки; 5-периферийные колпачковые трубки; 6-центральная переливная трубка; 7-болты; 8-прокладки.

2. Колпачковая тарелка с диаметральным переливом жидкости.

Тарелки этого типа (рис. 6) представляют собой срезанный с двух сторон диск 1, установленный на опорном листе 2, с одной стороны тарелка ограничена приёмным порогом 3, а с другой стороны — переливным порогом 5 со сменной гребенкой 6, при помощи которой регулируют уровень жидкости на тарелке.

В тарелке этой конструкции периметр слива увеличен путём замены сливных труб сегментообразными отверстиями, ограниченными перегородками 7 для того, чтобы уменьшить вспенивание и брызгообразование при переливе жидкости.

Рис. 6. Колпачковая тарелка с диаметральным переливом жидкости.

1-диск; 2-опорный лист; 3-приёмный порог; 4-колпачки; 5-переливной порог; 6-сменная гребёнка; 7-перегородка.

3. Колпачковая тарелка с туннельными колпачками.

В тарелках с туннельными колпачками (рис. 7) колпачки 1 представляют собой стальные штампованные пластины полукруглого сечения с гребенчатыми краями; каждый колпачок устанавливают над желобом 2 строго горизонтально при помощи двух уравнительных шпилек 3. Жидкость сливается через переливной порог 4 в сегментный карман 5, затем через три переливных трубки 6 — в приёмный сегментный карман следующей тарелки. Здесь образуется гидравлический затвор, и поднимающиеся по колонне пары не могут проходить на тарелку, лежащую выше, минуя колпачки. Ток жидкости на тарелках — диаметральный.

На тарелках такого типа можно легко регулировать высоту слоя жидкости, быстро производить установку в горизонтальной плоскости имеющегося на ней небольшого числа колпачков и, следовательно, создавать благоприятные условия для равномерного распределения паров. Конструкция тарелки отличается простотой монтажа и демонтажа.

Рис. 7. Колпачковая тарелка с туннельными колпачками.

1-колпачки; 2-желоб; 3-шпилька; 4-переливной порог; 5-сегментный карман; 6-переливные трубки; 7-опорный уголок с вырезами.

Ректификационные тарельчатые колонны с круглыми (капсульными) и туннельными колпачками, предназначенные для работы под атмосферным давлением, имеют диаметры 1000, 1200, 1400, 1600, 1800, 2200, 2600 и 3000 мм. Эти колонны изготавливают из углеродистой стали. Разделение химически активных смесей производят в колоннах из кислотоупорных сталей, высококремнистого чугуна и других химически стойких материалов.

1.2 Описание технологической схемы установки

Принципиальная схема ректификационной установки представлена на технологической схеме процесса (Приложение 3). Исходную смесь бензол-толуол из промежуточной емкости Е1 центробежным насосом Н1 подают в теплообменник АТ1, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификацион-ную колонну КР на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси х_F..

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике АТ5. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка х_W, т. е. обеднен легколетучим компонентом (бензолом). 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), проходящей через делитель потока ДП, состава х_D, получаемой в конденсаторе-дефлегматоре АТ2 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения — дистиллята, который охлаждается в теплообменнике АТ3 и направляется в промежуточную емкость-сборник Е3, а дальше насосом Н3 отправляется по назначению.

Из кубовой части колонны насосом Н2 непрерывно выводится кубовая жидкость — продукт (толуол), обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике АТ4 и направ-ляется в емкость-сборник Е2.

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

2. Технологический расчет ректификационной колонны непрерывного действия для разделения смеси бензол-толуол

2.1 Материальный баланс и рабочее флегмовое число

Простая полная колонна. Обогрев глухим паром. Простая полная колонна имеет один сырьевой поток, два потока продуктов, один теплопровод и один теплосъем на концах аппарата. В таком аппарате сырье подается среднюю часть колонны, дистиллят отбирается сверху, а кубовый остаток — снизу колонны.

Запишем уравнение материального баланса:

G_F = G_D + G_W (1)

G_FX_F = G_DX_D+ G_WX_W, (2)

где G_F, G_D, G_W — массовые или мольные расходы питания, дистиллята и кубового остатка;

X_F, X_D, X_W — содержание легколетучего компонента в питании, дистилляте и кубовом остатке, массовые или мольные доли

; кг/с

кг/с

Для дальнейших расчетов выразим концентрацию питания, в мольных долях.

Питание:

(3)

где,

— мольные массы бензола и толуола.

Дистиллят:

(4)

Кубовый остаток:

(5)

Относительный мольный расход питания:

(6)

Кривая равновесия (Приложение 1) точек перегиба не имеет.

Определяем минимальное число флегмы по уравнению:

; (7)

где =0,575 — мольную долю бензола в паре, равновесном с жидкостью питания, определяем по диаграмме Y^* — X.

Рабочее число флегмы:

R=1,3R_МИН+0,3=1,3*1,23+0,3=1,89 (8)

Уравнение рабочих линий:

а) верхней (укрепляющей) части колонны:

(9)

б) нижней (исчерпывающей) части колонны:

(10)

2.2 Определение скорости пара и диаметра колонны

Средние концентрации жидкости:

а) в верхней части колонны

(11)

б) в нижней части колонны

(12)

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:

а) в верхней части колонны

(13)

б) в нижней части колонны

(14)

Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x, y (Приложение 1):

а) при

б) при

Средние мольные массы и плотности пара:

а)

(15)

б)

Средняя плотность пара в колонне:

(16)

Плотности жидких бензола и толуола близки. Температура вверху колонны при х_D = 0,843 равняется 84⁰С, а в кубе-испарителе при x_W = 0,0468 она равна 107,5 ⁰С.

Плотность жидкого бензола при 84⁰С с_б = 810,52, а жидкого толуола при 107,5 ⁰С с_т = 779,73.

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне с_ж = (810,52+779,73)/2 = 795,13

Определяем скорость пара в колонне. По данным каталога-справочника «Колонные аппараты» принимаем расстояние между тарелками h=500 мм.

Максимальная скорость пара в колонне для колпачковых тарелок по уравнению:

(17)

где, а — коэффициент, для колпачковых тарелок а=1;

у — среднее значение поверхностного натяжения бензола и толуола в колонне, мН/м;

С_max — коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками, при h=500 мм, С_max=900

м/с м/с Объёмный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне t_ср=(93 + 103,7)/2=98,35⁰С

(18)

где M_D-мольная масса дистиллята, равная

M_D=0,843Ч78+0,157Ч92=80,2

Диаметр колонны:

(19)

По каталогу-справочнику «Колонные аппараты» берём D =2200. Тогда скорость пара в колонне будет:

.

2.3 Гидравлический расчет тарелок

Контактное устройство по заданию — колпачковая тарелка. Выбираем тарелку ТСКР для диаметра 2200 мм. Принимаем следующие размеры колпачковой тарелки: диаметр колпачка d_к=100,свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) f_к=3,80 м². Периметр слива L_сл=1615 мм, высота прорезей колпачка h=20 мм, площадь прорезей колпачка f_пр=2,99*10^-3 м², число колпачков n=142.

Определяем линейную плотность орошения

м³/м?с (20)

где L_сл — периметр слива, м;

V_ж.ср — средний объемный расход жидкости по высоте колонны, м³/с;

Объемный расход жидкости

а) в верхней части колонны

м³/с, (21)

где М_ср = 0,678 + 0,492= 83,6 кг/кмоль;

б) в нижней части колонны

0,0187 м³/с, (22)

где М_F = 0,35 778 + 0,64 392 = 87 кг/кмоль

Тогда средний объемный расход:

V_ж.ср = (0,0074 + 0,0187)/2 = 0,1 305 м³/с

Подпор жидкости над сливным порогом:

Дh = 0,667q^2/3 = 0,6670,808^2/3 = 0,0269 м (23)

Принимаем высоту сливной планки h_сп = 20 мм.

Рабочая скорость пара в прорезях колпачка:

щ₀== 7,748 (24)

Значение щ₀ должно удовлетворять условию щ_0.мин < щ₀ < щ_0.макс (25)

Минимально допустимая скорость газа в прорезях колпачка:

а) для верхней части колонны

щ₀ = м/с (26)

б) для нижней части колонны щ₀ = м/с Скорость щ_0.макс соответствует полному открытию прорезей:

а) в верхней части колонны щ_0.макс= м/с (27)

б) в нижней части колонны щ_0.макс = м/с Полученные значения щ_0.макс в обеих частях колонны не удовлетворяют условию (25), поэтому устанавливаем колпачок с зазором, при использовании которого имеет место дополнительное открытие прорезей колпачка h_д, определяемое уравнением:

а) для верхней части колонны:

h_д = м (28)

б) для нижней части колонны

h_д =м Выбираем значение h_д, округляя в большую сторону: h_д = 0,004 м.

Пересчитываем рабочую скорость пара в прорезях колпачка:

щ₀ = = 5,457 м/с (29)

Теперь соблюдается условие (25) и степень открытия прорезей:

b =, (30)

где щ_{0.макс.ср} = (5,77+5,88)/2=5,83 м/с Высота газожидкостного (барботажного) слоя при дополнительном открытии прорезей:

h_г-ж = h_сп + Дh + h_д — h_з (31)

где h_з — зазор между основанием тарелки и колпачком, h_з = 14 мм

h_г-ж = 0,02 + 0,0269 + 0,3 026- 0,014 = 0,0359 м

Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и в нижней части колонны по уравнению:

Дс = Дс_сух + Дс₀ + Дс_г-ж, (32)

а) верхняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

(33)

где ж=4,5 — коэффициент сопротивления неорошаемых колпачковых тарелок;

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

(34)

Где у = 19,94Ч10^-3 — поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 93⁰С (у бензола и толуола практически одинаковое поверхностное натяжение); d₀=0,7 608 — эквивалентный диаметр прорезей колпачка.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Па, (35)

где k — относительная плотность газожидкостного слоя (приближенно k = 0,5).

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны (32):

.

б) нижняя часть колонны (ведем расчет по уравнениям 32−35):

;

h_г-ж = h_сп + Дh + h_д — h_{з ,}

где h_з — зазор между основанием тарелки и колпачком, h_з = 14 мм

h_г-ж = 0,02 + 0,0269 + 0,3 266- 0,014 = 0,0362 м

Па Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

.

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками 0.5 необходимое для нормальной работы тарелок условие

(36)

Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление Дс больше, чем у тарелок верхней части:

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.

Для оценки брызгоуноса применим соотношение:

(37)

где щ — скорость газа в полном сечении колонны, м/с;

С_у — коэффициент для колпачковых тарелок С_у = ;

Н_с — высота сепарационного пространства, м;

Н_с = h — (h_г-ж.ср + h_з — h_д) = 0,5 — (0,3605 + 0,014 — 0,004) =0,545 м (38)

у_в — поверхностное натяжение воды при средней температуре в колонне

t_ср = 98,35єС;

у — поверхностное натяжение смеси при t_ср = 98,35єС Величина е < 0,1 кг/кг, что удовлетворяет нормальной работе тарелки.

Рассчитаем время пребывания жидкости в переливном устройстве:

с, (39)

где h — расстояние между тарелками, м;

S_пер — площадь сечения перелива (по каталогу), м;

V_ж — объемный расход жидкости по колонне, м³/с

Сравниваем полученную величину с допустимым значением:

с, (40)

где k — коэффициент, характеризующий вспениваемость жидкости в переливном устройстве.

Для нормальной работы без захлебывания необходимо, чтобы выполнялось условие: ф '< ф. Как показали расчеты, условие выполняется, т. е 3,94c < 15,79 c.

Определим максимально допустимую скорость жидкости в переливном устройстве:

щ'_max = 0,17k = 0,170,19 = 0,153 м/с (41)

щ'_max = м/с (42)

щ'_max = м/с, (43)

где k — коэффициент, зависящий от свойств разделяемой смеси;

h — расстояние между тарелками, м.

Максимально допустимая скорость в переливном устройстве выбирается наименьшей из выше рассчитанных (уравнения 41 — 43). То есть щ'_max = 0,143 м/с.

Фактическая скорость в переливном устройстве :

щ' = м/с (44)

2.5 Определение числа тарелок и высоты колонны

Наносим на диаграмму y — x рабочие линии верхней и нижней части колонны (Приложение 1) и находим число ступеней изменения концентрации n_Т. В верхней части колонны, в нижней части, всего 12 ступеней.

Число тарелок рассчитываем по уравнению:

(45)

Для определения среднего к.п.д. тарелок находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов и динамический коэффициент вязкости исходной смеси при средней температуре в колонне, равной 98,35⁰С.

При этой температуре давление насыщенного пара бензола Р_б = 1286,25, толуола Р_Т = 531,569, откуда б = 1286,25/531,569 = 2,42.

Динамический коэффициент вязкости бензола при 98,35⁰С равен 0.259, толуола 0.266. Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси = 0.263= 0.263Ч10^-3.

Тогда

(46)

По графику находим (рис. 7.4) Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Изд. 10-е. — Л.: Химия, 1987. — С. 323. з = 0.54. Длина пути жидкости на тарелке

. (47)

По графику (рис. 7.5) Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Изд. 10-е. — Л.: Химия, 1987. — С. 324. находим значение поправки на длину пути Д=0.15. Средний к.п.д. тарелок:

(48)

Для сравнения рассчитаем средний к.п.д. тарелки з₀ по критериальной формуле, полученной путем статической обработки многочисленных опытных данных для колпачковых тарелок:

(49)

В этой формуле безразмерные комплексы:

(50)

(51)

где — скорость пара в колонне, ;

— относительная площадь свободного сечения тарелки;

— высота сливной перегородки, ;

и — плотности пара в жидкости, ;

— коэффициент диффузии легколетучего компонента в исходной смеси, м²/с;

— поверхностное натяжение жидкости питания, .

Физико-химические константы отнесены к средней температуре в колонне. Предварительно рассчитаем коэффициент диффузии :

В нашем случае:

=1; =0.263=0.263Ч10^-3;

=87; =6Ч14.8+6Ч3.7−15=96;

=98,35+273 = 371,35.

Коэффициент диффузии:

.

Безразмерные комплексы:

Средний к.п.д. тарелки:

что близко к найденному значению .

Число тарелок:

в верхней части колонны в нижней части колонны Общее число тарелок =22, с запасом =23, из них в верхней части колонны 10 и в нижней части 13 тарелок.

Высота тарельчатой колонны:

(52)

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

2.5 Тепловой расчет установки

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:

(53)

Здесь

(53 а) где и — удельные теплоты конденсации бензола и толуола при 84⁰С.

Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, находим по уравнению:

(54)

Здесь тепловые потери приняты в размере 3% от полезно затрачиваемой теплоты; удельные теплоемкости взяты соответственно при, и; температура кипения исходной смеси определена по диаграмме (Приложение 1).

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

(55)

Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси взяты при средней температуре (96,3+35)/2?65,6⁰С.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

(56)

где удельная теплоемкость дистиллята взята при средней температуре (84+35)/2? 60⁰С.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

(57)

где удельная теплоемкость кубового остатка взята при средней температуре (107,5+35)/2=71,25⁰С.

Расход греющего пара, имеющего давление и влажность 5%:

а) в кубе-испарителе ректификационный колонна смесь колпачковый

(58)

где =2208Ч10³ Дж/кг — удельная теплота конденсации греющего пара;

б) в подогревателе исходной смеси Всего: 1,67 + 0,463=2,13 или 7,67.

Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 19⁰С:

в дефлегматоре

(59)

Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20⁰С:

а) в водяном холодильнике дистиллята б) в водяном холодильнике кубового остатка Всего: 0,0518 или 186,62.

3. Расчёт теплообменников

3.1 Подогреватель исходной смеси

Необходимо подобрать аппарат для нагревания 8,36кг/с исходной смеси от 35 до 96,3 ⁰C с помощью насыщенного водяного пара абсолютным давлением 2 ат. Температура конденсации водяного пара Т_к =119,6⁰C.

Температурная схема при противотоке теплоносителей:

119,6 119,6

96,3 35

? t м = 23,3⁰C? t б = 84,6⁰C

Находим среднюю разность температур:

К (60)

Тепловой поток, передаваемый от греющего пара к смеси, был найден в пункте 2.5 по формуле (55): Q = 971 733,88 Вт.

Определяем ориентировочную поверхность теплопередачи по выбранному значению коэффициента теплопередачи К_ор=300 Вт/(м²?К), как при теплообмене от конденсирующегося пара к органической жидкости.

м² (61)

С запасом 15%: F= 1,15?F_ор= 1,15?68,13 = 78,35 м².

В качестве теплообменного аппарата может быть использован одноходовой кожухотрубчатый подогреватель исходной смеси с поверхностью теплопередачи F=81 м², внутренним диаметром кожуха D=600 мм, числом труб 20Ч 2 n=257, длиной труб L = 4 м.

3.2 Холодильник дистиллята

Необходимо выбрать теплообменный аппарат для охлаждения 3 кг/с дистиллята от 35 ⁰C до 84 ⁰C водой с температурой 16⁰C, нагревающейся до 36 ⁰C .

Температурная схема при противотоке теплоносителей:

16 36

35 84

? t м = 19⁰C? t б = 48⁰C

Находим среднюю разность температур по формуле (60):

К Тепловой поток, передаваемый от дистиллята к воде, был найден в пункте 2.5 по формуле (56): Q = 274 397,55 Вт.

Определяем ориентировочную поверхность по формуле (61). Значение коэффициента теплопередачи К_ор=250 Вт/(м²?К), как при теплообмене от жидкости к жидкости (углеводороды, масла).

м²

С запасом 10%: F= 1,1?F_ор= 1,1?35,08 = 38,59 м².

В качестве теплообменного аппарата может быть использован одноходовой кожухотрубчатый холодильник дистиллята с поверхностью теплопередачи F=40м², внутренним диаметром кожуха D=600 мм, числом труб 25Ч 2 n=257, длиной труб L = 2 м.

3.3 Куб-испаритель

Необходимо выбрать теплообменный аппарат для получения паров смеси бензол-толуол с температурой кипения t _W = 107,5 ⁰C с помощью насыщенного водяного пара абсолютным давлением 2 ат.

Температура конденсации водяного пара T _к =119,6 ⁰C .

Температурная схема:

119,6 119,6

107,5 107,5

Находим среднюю разность температур:

? t _ср = T _k? t_W (62)

? t _ср= 119,6 — 107,5 = 12,1K

Тепловой поток, передаваемый от греющего пара к смеси, был найден в пункте 2.5 по формуле (54): Q_к = 3 501 079,53 Вт.

Определяем ориентировочную поверхность по формуле (61). Значение коэффициента теплопередачи К_ор= 2000 Вт/(м²?К), как при теплообмене от конденсирующегося водяного пара к кипящей жидкости.

м²

С запасом 20%: F= 1,2?F_ор = 1,2?144,67= 173,6 м².

В качестве теплообменного аппарата может быть использован одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с поверхностью теплопередачи F=176 м², внутренним диаметром кожуха D=1000 мм, числом труб 25Ч 2 n=747, длиной труб L = 3 м.

3.4 Холодильник кубового остатка

Необходимо подобрать теплообменный аппарат для охлаждения 5,36 кг/с кубового остатка от 107,5 ⁰C до 35 ⁰C водой, нагревающейся от 16⁰C до 36 ⁰C .

Температурная схема при противотоке теплоносителей:

107,5 35

36 16

? t б = 71,5⁰C? t м = 19⁰C

Находим среднюю разность температур по формуле (60):

К Тепловой поток, передаваемый от кубового остатка к воде, был найден в пункте 2.5 по формуле (57): Q = 701 376,07 Вт.

Определяем ориентировочную поверхность по формуле (61). Значение коэффициента теплопередачи К_ор=250 Вт/(м²?К), как при теплообмене от жидкости к жидкости (углеводороды, масла).

м²

С запасом 10%: F= 1,1?F_ор= 1,1?70,83 = 77,91 м².

В качестве теплообменного аппарата может быть использован одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с поверхностью теплопередачи F = 81 м², внутренним диаметром кожуха D=600 мм, числом труб 25Ч 2 n=257, длиной труб L = 4 м.

3.5 Подробный расчет дефлегматора

Нужно рассчитать два варианта (с турбулентным и ламинарным режимами течения воды в трубном пространстве) теплообменного аппарата для конденсации = 3кг/с смеси паров органической жидкости с температурой конденсации t =84⁰C, охлаждающейся водой с начальной температурой 16 ⁰C. Вода нагревается до 35⁰C .

Температурная схема при противотоке теплоносителей:

84 84

35 16

? t м = 49⁰C? t б = 68⁰C

Находим среднюю разность температур по формуле (60):

К Находим среднюю интегральную температуру воды:

t₂ = t_D? ?t _ср = 84 ?57,98 = 26,02⁰C (63)

Тепловой поток, передаваемый к воде в дефлегматоре, был найден в пункте 2.5 по формуле (53) Q_Д = 3 367 147 Вт.

Физические свойства жидкой воды (в зависимости от температуры) могут быть найдены по формулам:

Расход воды уточняем по формуле (59):

Определяем ориентировочную максимальную поверхность по формуле (61).

Значение коэффициента теплопередачи минимальное К_мин=300 Вт/(м²?К), как при теплообмене от конденсирующихся органических паров к воде.

м²

3.5.1 Турбулентный режим

Задаваясь значением критерия Рейнольдса Re ₂= 15 000 (что соответствует развитому турбулентному режиму течения воды в трубах), определим соотношение n/ z для конденсатора из труб диаметром d_н = 20Ч 2 мм:

(64)

где n — число труб, z — число ходов.

Площадь сечения одного хода по трубам:

м² (65)

Для F < 193,58 м² выбран кожухотрубчатый конденсатор:

Определяем действительное значение критерия Рейнольдса для воды, проходящей в трубном пространстве:

(66)

Скорость воды в трубах составит:

м/с (67)

Воспользуемся итерационным методом расчета теплового потока. Расчет был выполнен на ЭВМ в MathCAD 13.0. Выбрана температура стенки со стороны конденсирующегося пара органической жидкости t _{ст 1}= 54,05 °C.

Рассчитаем при этой температуре.

?t = t_D? t_ст =84 — 54,05 = 29,95°C

Средняя определяющая температура пленки конденсата:

t_пл = 0,5? (t_D + t _ст1) = 0,5?(84 + 54,05) = 69,025 °C

Далее необходимо определить плотности теплового потока и сопоставить их, если разница между ними будет меньше 5%, то можно считать, что процесс установившийся и температура стенки подобранна правильно.

(68)

где б₁, б₂ — коэффициенты теплоотдачи от стенки 1 и 2;

Примем тепловые проводимости загрязнений со стороны органического пара:

Вт/(м² ?К)

и со стороны воды среднего качества

Вт/(м² ?К)

Толщину слоя загрязнения примем равной 2 мм. В качестве материала труб выберем нержавеющую сталь с коэффициентом теплопроводности л = 17,5 Вт/(м ?К).

Тогда термическое сопротивление загрязнений труб:

(м ²?К)/Вт (69)

Значение коэффициента теплоотдачи при пленочной конденсации пара на наружной поверхности пучка горизонтальных труб:

(70)

где е = 0,62 — множитель, учитывающий влияние числа труб по вертикали;

л? теплопроводность смеси, Вт/(м?К);

с — плотность смеси, кг/м3;

r? теплота конденсации (при температуре конденсации r_D = 388 368 по формуле (53а)), Дж/кг;

g = 9,81 м/c² — ускорение свободного падения;

µ - вязкость смеси, Па? с;

d — наружный диаметр труб, м.

(71)

Определим вязкость, плотность, теплопроводность при средней определяющей температуре пленки конденсата t_пл = 69,025 °C:

м_бензол(t) =0,878?мПа?с

м_толуол(t) =0,0147?мПа?с

мПа?с

л_бензол(t) = 0,151 — 0,257? t = 0,151 — 0,257?69,025 = 0,1333 Вт/м?К

л_толуол(t) = 0,141 — 0,235? t = 0,141 — 0,235?69,025 = 0,1248 Вт/м?К

Вт/м?К

с_бензол (t) = 900 — 1,02? t — 0,538? t² = 900 — 1,02? 69,025 — 0,538? 69,025² = 827,03 кг/м³

с_толуол (t) = 884 — 0,884? t — 0,80? t² = 884 — 0,884? 69,025- 0,80? 69,025² = 819,17 кг/м³

кг/м³

И при температуре стенки t_{ст 1} =54,05 ° C

м_бензол(t) =0,878?мПа?с

м_толуол(t) =0,0147?мПа?с

мПа?с

л_бензол(t) = 0,151 — 0,257? t = 0,151 — 0,257?54,05 = 0,1371 Вт/м?К

л_толуол(t) = 0,141 — 0,235? t = 0,141 — 0,235?54,05 = 0,1283 Вт/м?К

Вт/м?К

Тогда:

Вт/м^2?К

Тогда поверхностную плотность теплового потока первой стенки определим по формуле:

Вт/м²

Примем что q₁ = q_ст = 32 891Вт/м²

Определим температуру второй стенки по формуле:

° C

Определим физические свойства воды при температуре t _{ст 2}=32,506 ⁰C:

Определим критерий Прандтля для потока и стенки при температурах

t ₂ = 26,02єC, t_ст2=32,506 єC:

(72)

где с? теплоемкость воды, кДж/кг?К;

л? теплопроводность воды, Вт/(м?К);

µ? вязкость воды, мПа? с

Определим критерий Нуссельта по формуле:

(73)

Зная критерий Нуссельта, определим коэффициент теплоотдачи второй стенки по формуле:

(74)

Вт/м^2?К

Тогда плотность теплового потока стенки со стороны воды:

Вт/м²

Сопоставим q₁ и q₂, разность выразим в процентах:

< 5%

Температура стенки подобрана верно.

Определим коэффициент теплоотдачи по формуле:

(75)

Вт/(м²?К)

Зная коэффициент теплоотдачи, определим поверхность теплообмена:

м²

Площадь поверхности теплообмена одного кожухотрубчатого теплообменника по среднему диаметру труб:

(76)

м²

При этом запас поверхности теплопередачи равен:

%

Таким образом, для обеспечения заданных параметров процесса и турбулентного режима течения воды может быть принят кожухотрубчатый двухходовой теплообменник с числом труб 370, длиной 6 м и диаметром кожуха 600 мм.

Гидравлическое сопротивление

Перепад давления для воды, проходящей по трубному пространству теплообменника:

(77)

где z — число ходов по трубам; щ _{тр ш} — скорость в штуцерах, которую находим по формуле:

м/с, (78)

где d_шт = 0,15 м — диаметр условного прохода штуцеров для трубного пространства.

щ _тр = 1,14м/с — рассчитано по формуле (67);

л — коэффициент трения, который рассчитывается как:

(79)

где — относительная шероховатость труб.

Па

Мощность, необходимая для перемещения воды по трубам:

(80)

Где з = 0,9 — КПД.

Вт =1,65 кВт

3.5.2 Ламинарный режим

Задаваясь значением критерия Рейнольдса Re ₂ =2000 (что соответствует ламинарному режиму течения воды в трубах), определим соотношение n/ z для конденсатора из труб диаметром d _н = 25Ч2 мм по формуле (64):

где n — число труб, z — число ходов.

Площадь сечения одного хода по трубам по формуле (65):

м²

Выбран кожухотрубчатый конденсатор:

Для обеспечения нужного количества трубок и ламинарного режима устанавливаем 3 таких конденсатора.

Определяем действительное значение критерия Рейнольдса для воды, проходящей в трубном пространстве по формуле (66):

Скорость воды в трубах составит (по формуле (67)):

м/с

Воспользуемся итерационным методом расчета теплового потока. Расчет был выполнен на ЭВМ в MathCAD 13.0. Выбрана температура стенки со стороны конденсирующегося пара органической жидкости t _{ст 1}= 65,03 °C.

Рассчитаем при этой температуре.

?t = t_D? t_ст =84 — 65,03 = 18,97°C

Средняя определяющая температура пленки конденсата:

t_пл = 0,5? (t_D + t _ст1) = 0,5?(84 + 65,03) = 74,515 °C

Далее необходимо определить плотности теплового потока и сопоставить их, если разница между ними будет меньше 5%, то можно считать, что процесс установившийся и температура стенки подобранна правильно (по соотношению (68)).

Термическое сопротивление загрязнений труб по формуле (69):

(м ²?К)/Вт

Значение коэффициента теплоотдачи при пленочной конденсации пара на наружной поверхности пучка горизонтальных труб:

где е = 0,57 — множитель, учитывающий влияние числа труб по вертикали;

л? теплопроводность смеси, Вт/(м?К);

с — плотность смеси, кг/м3;

r? теплота конденсации (при температуре конденсации r_D = 388 368 по формуле (53а)), Дж/кг;

g = 9,81 м/c² — ускорение свободного падения;

µ - вязкость смеси, Па? с;

d — наружный диаметр труб, м.

Определим вязкость, плотность, теплопроводность при средней определяющей температуре пленки конденсата t_пл = 74,515 °C:

м_бензол(t) =0,878?мПа?с

м_толуол(t) =0,0147?мПа?с

мПа?с

л_бензол(t) = 0,151 — 0,257? t = 0,151 — 0,257?74,515 = 0,132 Вт/м?К

л_толуол(t) = 0,141 — 0,235? t = 0,141 — 0,235?74,515 = 0,123 Вт/м?К

Вт/м?К

с_бензол (t) = 900 — 1,02? t — 0,538? t² = 900 — 1,02? 74,515 — 0,538? 74,515² = 821,01 кг/м³

с_толуол (t) = 884 — 0,884? t — 0,80? t² = 884 — 0,884? 74,515- 0,80? 74,515² = 813,69 кг/м³

кг/м³

И при температуре стенки t_{ст 1} =65,03 ° C

м_бензол(t) =0,878?мПа?с

м_толуол(t) =0,0147?мПа?с

мПа?с

л_бензол(t) = 0,151 — 0,257? t = 0,151 — 0,257?65,03 = 0,134 Вт/м?К

л_толуол(t) = 0,141 — 0,235? t = 0,141 — 0,235?65,03 = 0,126 Вт/м?К

Вт/м?К

Тогда:

Вт/м^2?К

Тогда поверхностную плотность теплового потока первой стенки определим по формуле:

Вт/м²

Примем что q₁ = q_ст = 20 700 Вт/м²

Определим температуру второй стенки по формуле:

° C

Определим физические свойства воды при температуре t _{ст 2}= 51,47 ⁰C :

При теплоотдаче в прямых трубах и каналах при Re < 2300 основные физические величины рассчитываются при определяющей температуре:

t _{опр ст} = 0,5? (t_ст2 + t₂)= 0,5?(65,03 + 26,02) = 45,525 ⁰C

Определим физические свойства воды при температуре t _опр = 45,525⁰C

Определим критерии Грасгофа, Прандтля, Рейнольдса и Пекле при определяющей температуре t _опр = 45,525⁰C:

(81)

Pe = Pr? Re (82)

Pe = 3,934? 3027,19 = 11 910

Вид расчетной формулы для определения критерия Нуссельта зависит от значения произведения :

(Gr?Pr) = 2,415Ч10⁶Ч3,934 = 9,501Ч10⁶ > 8 Ч10⁵

Значит, критерий Нуссельта определяется по формуле:

(83)

Зная критерий Нуссельта, определим коэффициент теплоотдачи второй стенки по формуле (74):

Вт/м^2?К

Тогда плотность теплового потока стенки со стороны воды:

Вт/м²

Сопоставим q₁ и q₂, разность выразим в процентах:

< 5%

Температура стенки подобрана верно.

Определим коэффициент теплоотдачи по формуле (75):

Вт/(м²?К)

Зная коэффициент теплоотдачи, определим поверхность теплообмена:

м²

Площадь поверхности теплообмена одного кожухотрубчатого теплообменника по среднему диаметру труб по формуле (76):

м²

C учетом того, что было принято 3 теплообменника, то общая поверхность теплообмена составит: м²

При этом запас поверхности теплопередачи равен:

%

Таким образом, для обеспечения заданных параметров процесса и ламинарного режима течения воды может быть принят кожухотрубчатый одноходовой теплообменник в количестве трех единиц с числом труб 465, длиной 2 м и диаметром кожуха 800 мм.

Гидравлическое сопротивление

Перепад давления для воды, проходящей по трубному пространству теплообменника (по формуле 77):

d _шт = 0,25 м — диаметр условного прохода штуцеров для трубного пространства.

м/с ,

щ _тр = 0,088 м/с — рассчитано по формуле (67);

л — коэффициент трения:

(84)

Па

Мощность, необходимая для перемещения воды по трубам для одного теплообменника: