Если у вас возникли сложности с курсовой, контрольной, дипломной, рефератом, отчетом по практике, научно-исследовательской и любой другой работой - мы готовы помочь.
Предоплата всего
Подписываем
Расчёт ректификационной установки . Вариант 11
Российский химико-технологический университет имени Д.И.Менделеева
Кафедра “Процессы и аппараты”
к курсовому проекту по процессам и аппаратам на тему:
«Расчёт ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарной смеси метанол-ацетон производительностью 7 тонн/час»
ВАРИАНТ №11
Выполнил:Костин А.М
Группа:O-42
Проверила:Тарасова
Москва
2005
Содержание
1.Задание по курсовому проектированию
Рассчитать и спроектировать ректификационную установку непрерывно-го действия для разделения бинарной смеси “ацетон-метанол” по следу-ющим данным :
1.Производительность по исходной смеси : 7 тонн/час.
2.Содержание легколетучего компонента в:
а) исходной смеси :20% масс.
б) верхнем продукте (ректификате): 78% масс.
в) нижнем продукте (кубовом остатке):0.5% масс.
3.Тип колонны: тарельчатая.
4.Тип контактных элементов:
5.Обогрев кипятильника:насыщенный водяной пар
6.Конденсация паров в дефлегматоре: полная.
7.Охлаждающая среда в дефлегматоре: вода.
8.Давление в колонне:
Одним из наиболее распространенных методов разделения жидких однородных смесей, состоящих из двух, и более числа компонентов является ректификация.
Ректификация – тепломассообменный процесс разделения жидкой смеси на
компоненты путем противоточного многократного взаимодействия потоков пара и жидкости, имеющих различную температуру. Этот процесс в большинстве случаев осуществляется в противоточных колонных аппаратах с различными контактными элементами (насадка, тарелки).
В процессе ректификации происходит непрерывный обмен между жидкой и паровой фазой. Жидкая фаза обогащается более высококипящим компонентом, а паровая фаза – более низкокипящим. Такой двусторонний обмен компонентами, по зволяет получить, в конечном счете, пары, представляющие собой почти чистый низкокипящий компонент. Эти пары после конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят (ректификат) и флегму - жидкость, возвращаемую для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися парами. Пары по лучают путем частичного испарения снизу колонны остатка, являющегося почти чистым высококипящим компонентом. Таким образом, процесс тепломассообмена происходит по всей высоте колонны между стекающим вниз дистиллятом, образующимся наверху колонны (флегмой), и поднимающимся вверх паром.
Чтобы интенсифицировать процесс тепломассообмена применяют контактные элементы, увеличивающие поверхность взаимодействия фаз. В случае применения насадки, флегма стекает тонкой пленкой по ее развитой поверхности. В случае применения тарелок, пар в виде множества пузырьков, образующих развитую поверхность контакта, проходит через слой жидкости на тарелке.
В настоящее время процесс ректификации широко распространен в химической технологии и применяется для получения разнообразных продуктов в чистом виде. Однако проведение ректификации возможно в том случае, если отсутствует равновесие (и соответственно имеется разность температур фаз) при движении фаз с определённой относительной скоростью и осуществляется их многократное контактирование.
Процессы ректификации осуществляются периодически или непрерывно при различных давлениях, а также различными способами. Выбор того или иного способа проведения ректификации основано на технико-экономическом расчёте и анализе свойств разделяемой смеси. Так для разделения смесей высококипящих веществ используют ректификацию под вакуумом, а для разделения смесей веществ с близкими температурами кипения используют экстрактивную или азеотропную ректификацию.
Целью моего проектирования является расчёт тарелчатой ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарной смеси «метанол – ацетон ».
Смесь «метанол – ацетон» обладает разбросом в температурах кипения разделяемых компонентов, устойчивых при этих температурах, что позволяет для её разделения использовать процесс ректификации.
Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор опти мальной конструкции тарелки. При этом наряду с общими требованиями (высокая интенсивность единицы объема аппарата, его стоимость и др.) ряд требований может определяться спецификой производства; большим интервалом устойчивой работы при изменении нагрузок по фазам, способностью тарелок работать в среде загрязненных жидкостей, возможностью защиты от коррозии и т. п. Зачастую эти качества становятся превалирующими, определяющими пригодность той или иной конструкции для исполь зования в каждом конкретном процессе.
Размеры тарельчатой колонны (диаметр и высота) обусловлены нагрузками по пару и жидкости, типом контактного устройства (тарелки), физическими свойствами взаимодействующих фаз.
Ректификацию жидкостей, не содержащих взвешенные частицы и не инкрустирую щих, при атмосферном давлении в аппаратах большой производительности часто осуществляют на ситчатых переточных тарелках. Поэтому выполним расчет ректификационной колонны с ситчатыми тарелками.
1-емкость для исходной смеси;2,3-насосы;4-холодильник кубовой жидкости; 5-кипятильник;6-ректификационная колонна;7-дефлегматор;8-холодильникдистиллята;9-емкость для сбора дистиллята;10-емкость для кубовой жидкости.
3. Подбор материалов
Конструкционный материал выбираем исходя из соображений коррозионной стойкости материала. Скорость коррозии не должна превышать 0,1 мм. в год.
Мы имеем дело с органическими жидкостями и их парами. В этом случае используются хромированные стали.
Выбираем сталь Х18Н10Т
Состав стали:
С – не более 0,12%; Si – не более 0,8%; Мn – 1-2 %;
Cr – 17-19%; Ni – 9-11%; Ti – 0,6%
Примеси: S – не более 0,02 %; P – не более 0,035%
Коэффициент теплопроводности для этой стали равен 16,4 Вт/м к
Прокладочный материал фторопласт – 4.
4 Материальный баланс процесса
4.1. Нахождение оптимального флегмового числа графическим способом .
Расчёт заключается в нахождении такого флегмового числа ,которому соответствует минимальное значение N (R+ 1), пропорциональное объёму ректификационной колонны .
Равновесные данные:
|
концентрация ацетона , мол.% |
Температура,°С |
|
|
х |
у |
|
|
0 |
0 |
64,5 |
|
5 |
10,2 |
63,6 |
|
10 |
18,6 |
62,5 |
|
20 |
32,2 |
60,2 |
|
30 |
42,8 |
58,7 |
|
40 |
51,3 |
57,6 |
|
50 |
58,6 |
56,7 |
|
60 |
65,6 |
56 |
|
70 |
72,5 |
55,3 |
|
80 |
80 |
55,05 |
|
100 |
100 |
56,1 |
Пересчитаем массовые доли содержания спирта в исходной смеси, ректификате и кубовом остатке в мольные:
;
кмоль / кмоль смеси
Аналогично найдем: xP=0.662 ; xW=0,003 кмоль/кмоль смеси.
Rmin = ( xp- y*f)/( y*f - xf ) = (66,2-21,2)/(21,2-12,1)=4,78
Обычно коэффициент избытка флегмы , при котором достигается оптимальное флегмовое число, не превышает 1,3. Задавшись различными значениями коэффициентов избытка
флегмы β, определим соответствующие флегмовые числа. Графическим построением ступеней изменения концентраций между равновесной и рабочими линиями на диаграмме состав пара y - состав жидкости х , находим N.
|
β |
R |
N |
N(R+1) |
|
1,25 |
5,975 |
25 |
174,375 |
|
1,3 |
6,214 |
21 |
151,494 |
|
1,4 |
6,692 |
20 |
153,84 |
|
1,5 |
7,17 |
19 |
155,23 |
Расчёт на ЭВМ дал следующий результат R = 6.7129 , примем это флегмовое число за рабочее .
W = 7000/3600*(66,2-12,1)(66,2-0,3) =1,596 кг/с
P = F - W = 7000/3600 - 1.596 = 0.348 кг/с
4.2. Расчёт средних массовых расходов
Мольная масса дистиллата равна :
Mp =0,662*58,08+ 32.04*(1- 0,662)= 49,28 кг / кмоль
Средний мольный состав жидкости в верхней части колонны :
X ср.в =0,5*( Хр + Хf ) = 0.39 кмоль / кмоль смеси
Средний мольный состав жидкости в нижней части колонны :
X ср.н =0,5*( Хw + Хf ) = 0.062 кмоль / кмоль смеси
Средняя мольная масса жидкости в верхней части колонны :
Mв = Ма* X ср.в + Мм*(1 - X ср.в) = 42,235кг / кмоль
Средняя мольная масса жидкости в нижней части колонны :
Mн = Ма* X ср.н + Мм*(1 - X ср.н) =33,655 кг / кмоль
Мольная масса исходной смеси :
MF = 0,121*58,08+(1-0,121)*32,04 = 35,19 кг / кмоль
Средняя массовая нагрузка по жидкости для верхней части колонны :
Lв = PRMВ / MP = 2.003 кг/с
Средняя массовая нагрузка по жидкости для нижней части колонны :
Lн = PRMн / MP = 1.596 кг/с
Средний мольный состав пара в верхней части колонны :
Y ср.в =0,5*( Yр + Yf ) = 0.458 кмоль / кмоль смеси
Средний мольный состав пара в нижней части колонны :
Y ср.н =0,5*( Yw + Yf ) = 0.113 кмоль / кмоль смеси
Средняя мольная масса пара в верхней части колонны :
M'в = Ма* Y ср.в + Мм*(1 - Y ср.в) = 43,953 кг / кмоль
Средняя мольная масса пара в нижней части колонны :
M'н = Ма* Y ср.н + Мм*(1 - Y ср.н) = 34,970 кг / кмоль
Средняя массовая нагрузка по пару для верхней части колонны :
Gв = P(R + 1 )M'В / MP = 2.395 кг/с
Средняя массовая нагрузка по пару для нижней части колонны :
Gн = P(R + 1 )M'н / MP = 1,906 кг/с
5. Скорость пара и диаметр колонны
5.1 Расчёт скорости пара
По диаграмме t-x,y и по средним составам фаз определяем , что
средняя температура в верхней части колонны равна
tв = 57.65 °С
средняя температура в нижней части колонны равна
tн = 63,4 °С
Плотность пара в верхней части колонны
ρyв =( 43,953*273 ) / (22,4*( 57,65+273 )) = 1,619 кг / м3
Плотность пара в нижней части колонны
ρyн =( 34.970*273 ) / (22,4*( 63,4+273 )) = 1,266 кг / м3
Плотность жидких ацетона и метанола близки , поэтому можно принять ρхв = ρхв = 750 кг / м3
|
Температура |
57,65 °С |
63,4 °С |
|
μ (ацетон )*103 ,Па*с |
0,24 |
0,23 |
|
μ (метанол )*103,Па*с |
0,39 |
0,38 |
|
lg ( μ (ацетон ) ) |
-3,620 |
-3,638 |
|
lg (μ (метанол )) |
-3,409 |
-3,420 |
|
lg (μ (смесь )) |
-3,512 |
-3,447 |
|
μ (смесь ) *103,Па*с |
0,308 |
0,357 |
Для ситчатых тарелок рабочую скорость пара определяют из соотношения :
w = 0.05*(ρx / ρy)0.5,
Wв= 1.076 м/с
Wн= 1.217 м/с
Dв = 1.323 м
Dн = 1.255 м
Расчёт на ЭВМ дал следующий результат : D = 1.6 м.
Примем D = 1600 мм., средний массовый поток пара равен 2,150 кг/с, средняя плотность пара равна 1,443 кг/м 3 ,тогда рабочая скорость пара равна
4*G cp. /(π d2 ρy cp) = 0.742 м/с
Характеристики выбранной ситчатой тарелки :
|
диаметр колонны D , мм |
свободное сечение колонны , м2 |
рабочее сечение тарелки ,м2 |
длина сливной перегородки, мм. |
площадь перфорации , м2 |
высота переливной планки, мм. |
отношение площади для прохода пара к площади тарелки Fc (%) |
отношение площади тарелки к площади к площади колонны (%) |
|
1600 |
2,01 |
1,834 |
1040 |
1,794 |
50 |
14,7 |
0.912 |
Тарелка разборная . Ориентировачная масса 89 кг. Диаметр отверстий 8 мм., шаг 25 мм.
Скорость пара в рабочем сечении тарелки
wт = w*0.785*D2 / Sт = 0,742*0,785*1,6 2/ 1,834 =0,813 м /с
5.2 Высота светлого слоя жидкости
Объёмный расход жидкости Qв в верхней части колонны равен : 2,003 кг/с / 750 кг / м3 = 0.00267 м3 / с,
Линейная плотность орошения qв равна : Q / Lc = 0.00267 / 0.895 = 0.00298 м3 /( м3*с ),
Объёмный расход жидкости Qн в нижней части колонны равен : 1,596 кг/с / 750 кг / м3 = 0.00213 м3 / с,
Линейная плотность орошения qн равна : Q / Lc = 0.00213 / 0.895 = 0.00237 м3 /( м3*с )
m = 0.05-4.6* hпер = 0.05 - 4.6*0.05 = -0.18
|
σ(вода), мДж/м2 |
σ(ацетон) , мДж/м2 |
σ(метанол) , мДж/м2 |
σ(смесь), мДж/м2 |
|
|
при tв = 57,65°С |
67,34 |
17,94 |
17,26 |
17,60 |
|
при tн = 63,4 °С |
66,62 |
17,22 |
16,54 |
16,88 |
Для ситчатых тарелок в практических расчётах можно пользоваться уравнением
ho = 0.787*q0.2*h пер0,56*wm*[ 1-0.31*exp (-0.11*μx)]*( σx / σв)0,09,
Для верхней части колонны :
hoв = 0,0303 м.,
Frв =0,813 2 / (9,8*0,0303 ) = 2,223
Для нижней части колонны :
hoн = 0,0290м.
Frн =0,813 2 / (9,8*0,0290 ) = 2,327
Паросодержание барботажного слоя ε для верхней части колонны :
εв = Frв0.5/(1+Frв0.5) = 0,599
Паросодержание барботажного слоя ε для нижней части колонны :
εв = Frн0.5/(1+Frн0.5) = 0,604
5.3 Коэффициенты массопередачи и высота колонны
Плотность ацетона при 20 оС : 810 кг / м3
Плотность метанола при 20 оС :800 кг / м3
Плотность ацетона при температуре кипения : 710 кг / м3 = 0,710 г/мл
Плотность метанола при температуре кипения :690 кг / м3 = 0,690 г/мл
Плотность ацетона при температуре 57,65 °С : 750 кг / м3 = 0,750 г/мл
Плотность метанола при температуре 57,65 °С :745 кг / м3 = 0,745 г/мл
Плотность ацетона при температуре 63,4 °С : 755 кг / м3 = 0,745 г/мл
Плотность метанола при температуре 63,4 °С :750 кг / м3 = 0,740 г /мл
Мольный объём ацетона в жидком состоянии при температуре кипения : 58,08/0,710 = 81,8 см3 / моль
Мольный объём метанола в жидком состоянии при температуре кипения : 32,04 / 0,690 = 46,43 см3 / моль
Мольный объём ацетона в жидком состоянии при температуре 57,65 °С : 58,08/0,750=77,44 см3 / моль
Мольный объём метанола в жидком состоянии при температуре 57,65 °С : 32,04 / 0,745 = 43,01 см3 / моль
Мольный объём ацетона в жидком состоянии при температуре 63,4 °С : 58,08/0,745 = 77,96см3 / моль
Мольный объём метанола в жидком состоянии при температуре 63,4 °С : 32,04 / 0,740= 47,12 см3 / моль
Вязкость ацетона при 20 оС : 0,47 мПа*с
Вязкость метанола при 20 оС : 0,6 мПа*с
Коэффициент диффузии в жидкости при 20 оС можно вычислить по формуле :
Dx20 = (10-6*(1/Ma +1/Mm))/ (AB*(μx )0.5( va1/3+ vm1/3)2) , A =B = 1
Dx20в = 4.800*10-9 м2/с
Dx20н = 4.769*10-9 м2/с
Температурный коэффициент b определяем по формуле : b = 0.2*( μx )0.5/(ρx )1/3
bв = 0,0157
bн = 0,0157
Коэффициент диффузии в жидкости при средней температурке t : Dx = Dx20(1-b(t-20))
Dxв = 4.800*10-9 *(1-0,0157*(57,65-20)) = 2,043*10-9 м2/с
Dxн = 4,769*10-9*(1-0,0157*(61,4-20)) = 1,661*10-9 м2/с
Коэффициент диффузии в газовой фазе может быть вычислен по следующей формуле :
Dy = 4.22*10-2*T3/2*(1/Ma+1/Mm)/(P*(va1/3+vm1/3))
Dyв = 4.22*10-2*(57,65+273,15)3/2*(1/58,08+1/32,04)0,5/(105*(77,441/3+43,011/3)2= 9,244*10-6 м2/с
Dyн = 4.22*10-2*(61,4+273,15)3/2*(1/58,08+1/32,04)0,5/(105*(77,961/3+47,121/3)2= 9,173*10-6 м2/с
Вязкость паров для верхней части колонны :
μyв = μyн = 0,0085 спз
Для верхней части колонны :
коэффициент массопередачи в жидкой фазе :
βxf = 6,24*105*(2,043*10-9)0,5*(2,003/(750*0,785*0,0082*(1-0,599)))0,5*0,0303*(0,0085/(0,0085+0,308)0,5 = 0,00806 м/с
коэффициент массопередачи в паровой фазе :
βyf =6,24*105*0,147*(9,244*10-6)0,5*(0,813/0,599)0,5*0,0303*(0,0085/(0,0085+0,308)0,5 = 1,615 м /с
Для нижней части колонны :
коэффициент массопередачи в жидкой фазе :
βxf = 6,24*105*(1,661*10-9)0,5*(1,596/(750*0,785*0,0082*(1-0,604)))0,5*0,029*(0,0085/(0,0085+0,357)0,5 = 0,00581 м/с
βyf =6,24*105*0,147*(9,173*10-6)0,5*(0,813/0,604)0,5*0,029*(0,0085/(0,0085+0,357)0,5 = 1,423 м /с
Пересчитаем коэффициенты массоотдачи на кмоль / (м2*с) :
Для верхней части колонны :
βxf = 0,143 кмоль / (м2*с)
βyf = 0,0595 кмоль / (м2*с)
Для нижней части колонны :
βxf = 0,129 кмоль / (м2*с)
βyf = 0,0515 кмоль / (м2*с)
5. 4Расчёт высоты сепарационного пространства :
Высота барботажного слоя равна hп = ho / ( -ξ )
hпв = 0,0303/(1- 0,599) = 0,0755 м
hпн = 0,0290/ (1-0,604 ) = 0,0731 м
Расстояние между тарелками h = 450 мм
Высота сепарационного пространства
для верхней части колонны :
hc = 0.45-0.0755 = 0.374 м.
брызгоунос:
e = 0.000077*(73/ σв )*(w / hc )3/2 = 0,00089 кг жидкости / кг пара = 0,00093 кмоль жидкости / кмоль пара.
для нижней части колонны :
hc = 0.45 - 0.0838 = 0.377 м.
брызгоунос :
e = 0.000077*(73/ σв )*(w / hc )3/2 = 0,00092 кг жидкости / кг пара = 0,00096 кмоль жидкости / кмоль пара.
5. 5 Расчёт кинетической кривой
Для колонн с ситчатыми тарелками диаметром более 600 мм. отсутствуют надёжные данные по продольному перемешиванию жидкости ,поэтому с достаточной степенью приближения можно считать , что одна ячейка перемешивания соответствует длине пути жидкости l = 350 мм.
Определим длину пути жидкости lт как расстояние между переливными устройствами :
lт = (D2 - b2) 0.5 = ( 1.62-1,0402) = 1.389м.
S = 1.3895/0.35 = 3.967
Фактор массопередачи для укрепляющей части равен :
λ = m(R+1)R
Фактор массопередачи для исчерпывающей части равен :
λ = m(R+1)/(R+f)
где f - число киломолей питания на 1 киломоль дисстилата : f = (xp - xw )/( xf - xw ) = 5.585
Примем долю байпасирующей жидкости θ = 0,1
Эффективность тарелки по Мэрфри рассчитываем по следующим формулам :
B=λ*(Ey+e/m)/(1-θ)(1+e*λ/m);
E”My=(Ey/B)*[(1+B/S)s-1];
E’My= E”My/(1+ λ*θ* E”My /(1-θ));
EMy= E’My /(1+ e*λ* E’My/ [m(1- θ)]);
|
x |
m |
Куf |
noy |
Ey |
B |
E''my |
E'my |
Emy |
yк |
|
0,05 |
2,091 |
0,028122 |
0,955615 |
0,615424 |
0,824955 |
0,8324747 |
0,7489185 |
0,748575 |
0,094709 |
|
0,1 |
1,35 |
0,033519 |
1,138981 |
0,679855 |
0,588547 |
0,8445669 |
0,7870508 |
0,786672 |
0,178534 |
|
0,2 |
1,11 |
0,040713 |
1,35983 |
0,743296 |
1,091369 |
1,1050185 |
0,9507623 |
0,949656 |
0,318728 |
|
0,3 |
0,63 |
0,047148 |
1,574757 |
0,792942 |
0,661281 |
1,0113304 |
0,9327228 |
0,931658 |
0,421644 |
|
0,4 |
0,62 |
0,047304 |
1,57996 |
0,794017 |
0,651684 |
1,0091956 |
0,9320544 |
0,930991 |
0,507272 |
|
0,5 |
0,61 |
0,047461 |
1,585197 |
0,795093 |
0,64206 |
1,0070534 |
0,9313728 |
0,930311 |
0,581401 |
|
0,6 |
0,605 |
0,04754 |
1,587828 |
0,795631 |
0,637238 |
1,0059795 |
0,9310272 |
0,929966 |
0,652708 |
Общее число тарелок :27
Тарелка питания : 16
Расстояние между верхней тарелкой и крышкой zв примем равным 1 м. ,а расстояние между нижней тарелкой и днищем - 2 м.
Высота тарельчатой ректификациооной колонны равна Hк = (27-1)*0,45+1+2 = 14,7 м.
6. Гидравлическое сопротивление тарелок колонны
Гидравлическое сопротивление тарелок колонны определяют по формуле
ΔРк = N*ΔРт, где N–число тарелок, ΔРт –полное сопротивление тарелки, которое определяется по формуле: ΔРт = ΔРс + ΔРп + ΔРσ
где:
–гидравлическое сопротивление сухой тарелки;
x–коэффициент сопротивления сухих тарелок, для ситчатых тарелок x=1,85
W–скорость пара в сечении колонны 0,742 м/с;
–плотность пара при средней температуре в колонне:
(1,619+1,266)/2=кг/м3;
Fc–относительная площадь для прохода паров 0,147;
Pc=1.85*(0,742)2*1.443/(2*(0.147)2)=33,972 Па;
–гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя (пены) на тарелке
g–ускорение свободного падения 9,8 м2/с;
–плотность жидкости:
Для верхней части колонны :
ΔРп = 9.81*750*0.0303 = 223,077 Па
Для нижней части колонны :
ΔРп = 9,81*750*0,029 = 213,066 Па
–гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения;
Рσ= 17,24 Па
Тогда общее сопротивление тарелки:
ΔРтв = 33,972 + 223,077 +17,24 = 274,289 Па
ΔРтн = 33,972+213,066+17,24 = 264,278 Па
Полное гидравлическое сопротивление колонны:
ΔРк =16*264,278+11*274,289= 7245,625 Па.
7. Тепловой расчёт
7. 1 Тепловой расчёт подогревателя исходной смеси
Предварительно определим температуру кипения исходной смеси
В точке кипения выполняется равенство Σ(Poi*xi/P)-1 = 0 ,где Poi - давление паров над чистым компонентом, P- внешнеедавление ,равное 760 мм.рт.ст.
Давление паров над чистым компонентом найдём с помощью уравнения Антуана lgPo = A-B/(C+T)
|
A |
B |
C |
|
|
метанол |
8,08097 |
1582,71 |
239,726 |
|
ацетон |
7,11714 |
1210,596 |
229,664 |
T = 63.635 oC
В качестве обогрева используем насыщенный водяной пар при давлении 1,2 ат., t = 104.2 oC , плотность 0,6865 кг/м3 , энтальпия пара 2686*103 Дж/кг ,теплота парообразования 2249*103 Дж/кг .
Δtб = 104,2-20 = 84,2 oC
Δtм = 104,2-63,635 = 40,565 oC
Δt cp = (84,2-40,565)/ln(84.2/40.565) = 59.75 oC
теплоёмкость исходной смеси : 0.121*125/58,08*10-3 + 81.6*(1-0.121)/32,04*10-3 = 2499,068 Дж/(кг*К)
При средней температуре (66+25)/2=45,5°С исходная смесь имеет следующие характеристики:
ρ2–плотность смеси 750 : кг/м3
μ 2–вязкость смеси: 0,36610-3 Па·с
λ2–коэффициент теплопроводности смеси: 0,198 Вт/(м·К)
с2–теплоемкость смеси: 2499 Дж/(кг·К)
Для нагревания потока питания будем использовать насыщенный водяной пар имеющий следующие характеристики:
t1–температура конденсации: 104,2°С
1–плотность конденсата: 958 кг/м3
1–вязкость конденсата: 0,25810-3 Па·с
1–коэффициент теплопроводности конденсата: 0,675 Вт/(м·К)
r1–удельная теплота конденсации: 2249 кДж/кг
c1–теплоемкость конденсата: 4,23 кДж/кг
P–давление 1,2 ат.
тепловая нагрузка подогревателя : 1.944*2499.068*(63.635-20) = 211987.0418 Дж/с
Расход греющего пара : G1 = 211987.0418 / 2249*103 = 0,09426 кг/с = 0,13 м3/с
Примем Кориент = 200 Вт/(м·К) , тогда ориентировочная поверхность теплообмена составит 17.73м2 .
Проведём уточнённый расчет пластинчатого теплообменника на ЭВМ со следующими характеристиками :
поверхность одной пластины : 0.5 м2
поверхность теплообмена : 31,5 м2
число пластин : 64
эквивалентный диаметр канала : 0,0083 м
поперечное сечение канала (S): 0,00245 м2
диаметр условного прохода штуцеров : 200 мм
толщина пластин : 1 мм
приведённая длина канала : 1.01 м .
Re2 =264,617 .
α2 = 285,458 Вт/(м2*К)
Re1 = 140.762
α1 = 1705,044 Вт/(м2*К)
Σδ/λ = 1*10-3/16,4+1/5800 = 0,000233389 (м2*К)/Вт
К = 231,319 Вт/(м2*К)
F = 20,141 м2
Запас поверхности : 56,39 %
7. 2 Тепловой расчёт кипятильника
Состав кубового остатка : 0.003 мол. % ацетона .
Используя уравнение Антуана определяем , что смесь данного состава кипит при 64,5 о С
При расчете кипятильника следует учесть повышение температуры кипения кубовой жидкости обусловленное гидравлическим сопротивлением тарелок колонны.
Физико-химические характеристики кубовой жидкости при 69,11 о С
2–плотность жидкости: 750кг/ м3
2–вязкость жидкости: 0,357*10-3Па*с
r2–теплота парообразования: 171,558 кДж/кг
2–коэффициент теплопроводности жидкости: 0,197 Вт/(м·К)
2–поверхностное натяжение: 16,8810-3 Н/м
c2–теплоемкость жидкости: 2,724 кДж/(кг·К)
2–плотность паров: 1,266 кг/м3
Для определения тепловой нагрузки кипятильника рассчитывается тепловой баланс ректификационной колонны:
Для обогрева кипятильника будем использовать насыщенный водяной пар, имеющий следующие физико-химические характеристики:
t1–температура конденсации: 104,2°С
1–плотность конденсата: 958 кг/м3
1–вязкость конденсата: 0,25810-3 Па·с
1–коэффициент теплопроводности конденсата: 0,675 Вт/(м·К)
r1–удельная теплота конденсации: 2249 кДж/кг
c1–теплоемкость конденсата: 4,23 кДж/кг
P–давление 1,2 ат.
Для определения тепловой нагрузки кипятильника рассчитывается тепловой баланс ректификационной колонны:
Qк =(P*(R+1)*rp + P*hp + Whw - F*hf )/(1-φ)
|
кДж/кг |
|
|
hf |
159.023 |
|
hw |
188.257 |
|
hp |
159,490 |
|
rp |
836.794 |
Q = 6674 кВт
Расход пара : G = 6674000/2249000 = 2.968 кг / с
Средняя разность температур : 104.2-69.11 = 35.09 °С
Примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи К=1600Вт/(м·К), тогда значение поверхности теплообмена составит: F = 6674000/(1600*35,09)= 118,882 м2
Площадь поверхности, близкую к ориентировочной, имеет стандартный аппарат с параметрами: D=800 мм, d=20x2мм, z=4, n=638 ,H =3 м и F=120 м².
q ориент. = 69590 Вт/м2
А = 1,21*1*(ρ1*r1*g/μ1*H) 1/3 = 1.21*0.675*(958*2249000*9.81/(0.000258*3))1/3 = 242428,6396
B = 780*λ21.3ρ20,5*ρп0,06/(σ20,5*r206*ρп00,66*c20,3*μ20,3) = 780*0.1971.3*7500.5*1.2660.06/(0.016880.5*1715580.6*1.2660.66 *27240.3*0.0003570.3) = 30.897
Σδ/λ = 0,000294365 м2*К/Вт
f(q) = 0,0017
α1 = А*q-1/3 = 5893,885 Вт/(м2*К)
α2 = B*q0.6 = 24856,508 Вт/(м2*К)
K = 1983.0.9 Вт/(м2*К)
F = 95.912 м2
запас поверхности : 25.115 %
Проверочный расчёт испарителя на ЭВМ дал слудующие результаты :
α1 =6116.43 Вт/(м2*К)
α2 = 9481.64 Вт/(м2*К)
K = 1775.17 Вт/(м2*К)
F = 107.14 м2
запас поверхности : 10.72 %
7. 3 Тепловой расчет дефлегматора .
Ткип 1 = 58,955 о С
Физико – химические свойства для конденсата (1) :
Вт/(м К);
кг/м3;
Па с;
r Дж /кг.
Физико – химические свойства для воды (2) :
Вт/(м К);
кг/м3;
Па с;
Дж /кг;
Pr.
Средняя разность температур : 28.955 о С
Тепловая нагрузка дефлегматора : Q = P(R+1)*r1 = 1778571,287 Вт
Расход воды:
кг/с.
G1 = P(R+1) = 2.685 кг/с
Kop = 600 Вт/(м2*К)
Fop = 102.376 м2
n/z op для труб 25*2 : 102
Проверочный расчёт для кожухотрубчатого конденсатора с диаметром кожуха 800 мм. ,числом ходов 6 , числом труб 384 , поверхностью теплообмена 121 м2 , длиной труб 4 м. , площадью сечения одного хода по трубам 0,022 м2 .
Re2 =4*G2*z/(πdnμ) = 23948,005
α2 = λ2/d*0.023**Re20.8*Pr20.4 = 4335,844591 Вт/(м2*К)
α1 = 2.02*ε* λ1*(ρ2*L*n/(μG1))0.5 = 1267,369377 Вт/(м2*К)
Σδ/λ = 0,000745793 (м2*К)/Вт
K = 566,4233162 Вт/(м2*К)
F = 108,4442639 м2
запас поверхности : 11.58%
Проверочный расчёт испарителя на ЭВМ дал слудующие результаты :
α1 =4520.40 Вт/(м2*К)
α2 = 2516.33 Вт/(м2*К)
K = 732.91 Вт/(м2*К)
F = 83.80 м2
Re2 = 23926.9
запас поверхности : 30.74 %
7. 4 Тепловой расчёт холодильника дистиллата
Физико – химические свойства для дистиллата (1) :
Вт/(м К);
кг/м3;
Па с;
P = 0,348 кг/с
с1 = 2,720 кДж/кг
T1н = 64.5 о С
T2н = 30 о С
Физико – химические свойства для воды (2) :
Вт/(м К);
кг/м3;
Па с;
Дж /кг;
Pr.
T2н = 15 о С
T2к = 25 о С
Q = 2720*0,348*(59,955-30) = 27461,408 Вт
∆tср = (33,955-15)/ln(33.955/15) = 23,201 о С
Kориент = 100 Вт/(м2*К)
Fориент = 27461,408/(23,201*100) = 11,83623519
Расход воды : 0,6571 кг/с
Параметры пластинчатого теплообменника :
|
Поверхность теплообмена F ,м2 |
16 |
|
число пластин ,N |
56 |
|
масса .M |
440 |
|
поверхность одной пластины ,f |
0,3 |
|
толщина,м |
0,001 |
|
dэкв, мм |
8 |
|
поперечное сечение канала, м2 |
0,0011 |
|
число пакетов для хол. теплоносителя |
8 |
|
число пакетов для гор. теплоносителя |
8 |
|
число каналов в пакете |
68 |
|
результаты расчёта на ЭВМ : |
|
|
Re1= |
135,391966 |
|
α1 = |
157,227439 |
|
Σδ/λ = |
0,0008 |
|
Re2 = |
83,440873 |
|
α2 = |
351,128642 |
|
K = |
99,918346 |
|
F = |
11,845976 |
|
∆F = |
35,066959% |
7. 5 Тепловой расчёт холодильника кубового остатка .
Физико – химические свойства для кубового остатка (1) :
Вт/(м К);
кг/м3;
Па с;
W =1,596 кг/с
с1 = 2,724 кДж/кг
T1н = 64.5 о С
T2н = 30 о С
Физико – химические свойства для воды (2) :
Вт/(м К);
кг/м3;
Па с;
Дж /кг;
Pr.
T2н = 15 о С
T2к = 25 о С
Q = 2724*1.596*(64.5-30) = 150014,620 Вт
∆tср = (39,5-15)/ln(39,5/15) = 25,303 о С
Kориент = 150 Вт/(м2*К)
Fориент = 150014,620/(25,303*150) = 39,524 м2
Расход воды : 3,5898 кг/с
Параметры пластинчатого теплообменника :
|
Поверхность теплообмена F ,м2 |
50 |
|
число пластин ,N |
56 |
|
масса .M |
440 |
|
поверхность одной пластины ,f |
0,5 |
|
толщина,м |
0,001 |
|
dэкв, мм |
8.3 |
|
поперечное сечение канала, м2 |
0,00245 |
|
число пакетов для хол. теплоносителя |
8 |
|
число пакетов для гор. теплоносителя |
8 |
|
число каналов в пакете |
68 |
|
результаты расчёта на ЭВМ : |
|
|
Re1= |
222,744384 |
|
α1 = |
242,380635 |
|
Σδ/λ = |
0,0008 |
|
Re2 = |
212,340252 |
|
α2 = |
838,434392 |
|
K = |
163,440319 |
|
F = |
39,561038 |
|
∆F = |
26,386976 % |
7.6 .Тепловая изоляция колонны
Расчет тепловой изоляции выполняем для самой горячей точки в аппарате (кипятильник) t=69,11 оС.
Предположим, что на поверхности изоляции температура не больше 40
Толщину изоляции определим, используя равенство:
где ТСТ2 и ТСТ1 - температура на внешней и внутренней поверхности стенки корпуса колонны.
Предположим, что ТСТ1 равна Tн = 69,11°С.
Берем температуру окружающей среды: ТВ = 20°С.
Температура внешней поверхности стенки ТСТ2 = 40°С.
В качестве термоизоляционного материала выбираем cовелит, имеющий коэффициент теплопроводности ИЗ = 0,09 .
Рассчитаем коэффициент теплоотдачи от внешней поверхности изоляционного материалав окружающую среду αв = 9,3+0,058*Тст2 = 9,3+0,058*40 = 11,6.
Определим толщину изоляции:
Выбираем стандартную толщину изоляции равной 12 мм.
Пусть тепловые потери составляют 3% от тепловой нагрузки кипятильника:
QП=0,03QK=0,03 6674 кВт=200,22 кВт
Теперь необходимо проверить обеспечивает ли рассчитанный слой изоляции принятые потери.
Площадь поверхности с которой возможны теплопотери;
Тепловые потери:
Вт
Таким образом тепловые потери 3145,86 Вт меньше принятых 200220 Вт, cледовательно, рассчитанный слой изоляции достаточен для обеспечения необходимого теплового режима функционирования колонны.
8 . Расчет и выбор диаметров штуцеров и трубопроводов
Расчет трубопровода для ввода парожидкостной смеси из кипятильника в колонну:
Fтр=0,75 Fкип
где Fкип–площадь сечения трубного пространства кипятильника;
Выбираем стандартный трубопровод [1, cтр.16] d=377x10 Dy=357
Расчет остальных диаметров штуцеров и трубопроводов проводим на основании уравнения расхода:
где:
G–расход пара или жидкости кг/с;
W–скорость пара или жидкости в трубе м/с;
–плотность пара или жидкости кг/м3;
Стандартные трубопроводы выбираем из таблицы [1, cтр.16], результаты расчетов приведены в таблице:
|
Трубопровод |
G кг/с |
W м/с |
ρ кг/м3 |
расчётный диаметр |
наружный диаметр |
|
Ввод греющего пара в кипятильник |
2,968 |
40,000 |
0,900 |
0,324 |
377*10 |
|
Вывод кубовой жидкости из колонны в кипятильник |
1,596 |
0,500 |
750,000 |
0,074 |
89*6 |
|
Вывод конденсата из кипятильника |
2,968 |
0,500 |
958,000 |
0,089 |
108*4 |
|
Вывод пара из колонны и подача в дефлегматор |
2,685 |
30,000 |
1,619 |
0,265 |
245*7 |
|
Вывод дистиллята из дефлегматора |
0,348 |
0,300 |
750,000 |
0,044 |
56*3,5 |
|
Ввод и вывод воды в дефлегматор |
21,280 |
2,000 |
995,000 |
0,117 |
133*6 |
|
Подача флегмы в колонну |
2,337 |
0,300 |
750,000 |
0,115 |
133*6 |
|
Ввод греющего пара в подогреватнель |
0,130 |
40,000 |
0,687 |
0,078 |
89*6 |
|
Вывод конденсата из подогревателя |
0,130 |
0,500 |
950,000 |
0,019 |
25*2 |
|
Ввод и вывод исходной смеси в подогреватель |
1,944 |
2,000 |
750,000 |
0,041 |
48*3 |
|
Ввод и вывод дистиллята из холодильника |
0,348 |
0,300 |
750,000 |
0,044 |
56*3,5 |
|
Ввод и вывод воды в холодильник дистиллята |
0,657 |
2,000 |
995,000 |
0,021 |
32*3 |
|
Ввод и вывод кубового остатка в холодильник |
1,596 |
0,750 |
750,000 |
0,060 |
70*3 |
|
Ввод и вывод воды в холодильник кубового остатка |
3,590 |
2,000 |
995,000 |
0,048 |
56*3,5 |
9. Механический расчет.
9.1. Расчет толщины обечайки
Толщину тонкостенной гладкой цилиндрической обечайки рассчитывают по формуле:
[1, cтр.398, 13-17]
где:
δ–толщина обечайки м;
σy–допускаемое напряжение МПа;
– коэффициент прочности сварных швов;
Ск–скорость коррозии м;
dk–диаметр колонны м;
Толщина обечайки:
м
Необходимо соблюдение условия:
– условие выполняется.
Выбираем стандартную толщину обечайки исходя из диаметра и давления внутри колонны δ=0,01 м.
9.2. Расчет толщины днища и крышки
Для данного колонного аппарата будем использовать эллиптическое днище и эллиптическую крышку.
Толщину днища (крышки) рассчитывают по формуле:
[1, cтр.398, 13.14]
где:
–толщина днища (крышки) м;
y–допускаемое напряжение МПа;
–коэффициент прочности сварных швов;
Ск–скорость коррозии м;
dk–диаметр колонны м;
Толщина днища:
Необходимо соблюдение условия:
– условие выполняется.
Выбираем стандартное днище (и крышку) по каталогу [7, cтр.209, табл. 16.1]
dв=1,6 м. hв=0,4 м. h=0,05 м.
9. 3. Подбор фланца к крышке
Выбираем фланец исходя из внутреннего диаметра колонны и максимального допустимого давления.
Выбираем стандартный фланец [7, cтр.235, табл. 13.7]
D=1600мм
Dф=1750мм
Dб=1700мм
h=35мм
d=24мм
z=32–число болтов
10. Расчет и подбор вспомогательного оборудования
10 . 1. Расчет и подбор емкостей
Емкости для исходной смеси, кубового остатка и дистиллята подбираются на восьми часовой рабочий день, с коэффициентом запаса 1,25.
где
G–расход жидкости кг/с;
ρ–плотность жидкости;
1. Емкость для исходной смеси: м3
Подбираем стандартную емкость с параметрами по ГОСТ 9931–79:
V=100 м3, Dвн=8 м., l=4 м.
2. Емкость для дистиллята: м3
Подбираем стандартную емкость с параметрами по ГОСТ 9931–79:
Vн=20 м3, Dвн=3 м., l=2.625 м.
3. Емкость для кубового остатка:
одбираем стандартную емкость с параметрами по ГОСТ 9931–79
Vн=100 м3, Dвн=8 м., l=4 м.
10 . 2. Расчет и подбор насосов
В установке имеется 4 насоса:
Рассчитаем насос для подачи исходной смеси в подогреватель по напору и мощности двигателя.
Расчет гидравлического сопротивления подогревателя.
На ЭВМ было получено значение гидравлического сопротивления для холодного теплоносителя равное 18,642817 Па.
Необходимый напор насоса рассчитывается по формуле:
где: P1–давление в аппарате из которого перекачивается жидкость;
P2–давление в аппарате, в который подается жидкость;
ρ–плотность перекачиваемой жидкости;
Нг–геометрическая высота подъема жидкости;
hП=hП.BC+hП.HAГ –потери напора во всасывающей и нагнетательной линиях;
Потери в линии всасывания
[4, стр. 90]
где:
λ–коэффициент трения;
lвс–длина всасывающего трубопровода;
d–диаметр всасывающего трубопровода;
ξ–коэффициент местного сопротивления;
По значению критерия Рейнольдса и относительной шероховатости стенок стальной трубы из графика [4, стр.22, рис. 1.5] определяем коэффициент трения:
λ=0,026
Коэффициенты местных сопротивлений: [4, стр.520, табл. XIII]
|
Вид сопротивления |
число сопротивлений |
ξ |
|
вход в трубу |
1 |
0,5 |
|
вентиль |
2 |
0,6 |
|
колено |
2 |
1,1 |
ξ =1*0,5+10,6+21,1=3,9 lвс=10 м
Запас напора на кавитацию:
Q = 1.944/750 = 0.00259 м3/с
n = 48.3 c-1
Потери в линии нагнетания
[4, стр. 90]
Коэффициенты местных сопротивлений: [4, стр.520, табл. XIII]
|
Вид сопротивления |
число сопротивлений |
ξ |
|
вход в трубу |
1 |
0,5 |
|
вентиль |
1 |
0,6 |
|
колено |
5 |
1,1 |
ξ =0,5+10,6+51,1=6.6 lнаг=52 м.
В расчете потерь напора следует также учесть гидравлическое сопротивление подогревателя потока питания.
hп общ=18.642817/9,81/750+1,35+4,63+0.995=6.9775 м.
Общий напор насоса:
Н=10.2+6.98 = 17.18 м
Полезная мощность насоса рассчитывается по формуле: [4, стр. 90]
Nп=G.g.H=1,944*9,81*17,18 = 327,633 Вт
Принимая КПД насоса равным 0,6; а КПД передачи от электродвигателя к насосу 0,98 рассчитаем мощность, которую должен развивать электродвигатель насоса на выходном валу:
Вт
При расчете затрат энергии на перекачивание необходимо учесть потерю энергии в самом двигателе:
Вт
Производительность насоса: Q=2,59*10-3 м3/с
По производительности, напору и полезной мощности из каталога стандартного оборудования [1, стр.38, Приложение 1.1] подбираем насос:
|
Марка |
Q м3/с |
Н м.ст.ж. |
n с-1 |
ηн |
электродвигатель |
|
|
тип |
N кВт |
|||||
|
Х20/18 |
5,5*10-3 |
25 |
48,3 |
0,6 |
АО2–31–2 |
3 |
11. Выбор точек контроля и регулирования
Учет количества и качества перерабатываемой смеси и получаемых продуктов осуществляют контрольно-измерительные приборы. В реальных условиях качество сырья и параметры системы, обеспечивающие оптимальный режим работы (параметры теплоносителей) всегда имеют отклонения от расчетных и заданных. Для устранения влияния этих факторов используют средства регулирования. У ректификационной колонны регуляторы отдельных узлов должны быть связаны между собой т.к. связаны между собой и большинство параметров при ректификации.
Точки контроля.
Контролю подлежат:
Точки регулирования.
12. Список используемой литературы