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
Реферат
В данной работе приводится расчет ректификационной колонны с клапанными тарелками для разделения смеси уксусная кислота– вода. Текстовый материал приводится на 37 страницах, использовано 5 литературных источников, 2 листа графической части А1.
Содержание
Введение………………………………………………………………………5
1 Принципиальная технологическая схема и ее описание………………...6
2 Технологический расчет……………………………………………………8
2.1 Материальный баланс…………………………………………………….8
2.2 Расчет флегмового числа………………………………………………...10
2.3 Определение средних концентраций низкокипящего компонента
в жидкости и паре, определение средних температур жидкости и пара
по высоте колонны……………………..……………………………………12
2.4 Определение скорости пара и диаметра в колонне…………………….14
2.5 Определение высоты колонны…………………………………………..14
3 Гидравлический расчет колонны………………………………………….21
4 Тепловой расчет ректификационной колонны…………………………...23
4.1 Расчет тепловой изоляции колонны……………………………………..25
5 Расчет вспомогательного оборудования…………………………………..26
5.1 Кипятильник (куб – испаритель)……………………………………….26
5.4 Холодильник для кубового остатка…………………………………..33
5.5 Подогреватель………………………………………………………….35
Список использованной литературы……………………………………..38
Введение
Ректификация – массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки), аналогичными используемым в процессе абсорбции. Поэтому методы подхода к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имеют много общего.
Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор оптимальной 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. Зачастую эти качества становятся превалирующими, определяющими пригодность той или иной конструкции для использования в каждом конкретном процессе.
Расчет ректификационной колоны сводится к определению ее основных параметров – диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который в свою очередь, зависит, от скорости и физических свойств фаз, а так же от типа и размеров тарелок.
При расчете процессов ректификации составы жидкостей обычно задаются в массовых долях или процентах, а для практического расчета удобнее пользоваться составами жидкостей и пара, выраженными в мольных долях или процентах
Ситчатые тарелки имеют достаточно высокую эффективность, низкое сопротивление и малую металлоемкость. Они применяются преимущественно в колоннах для обработки чистых жидкостей при атмосферном давлении и вакууме.
1.. Схема ректификационной установки
Рис. 1 Принципиальная схема ректификационной установки
Описание ректификационной установки
Принципиальная схема ректификационной установки представлена на рис.6. Исходная смесь из промежуточной емкости 9 центробежным насосом 10 подается в теплообменник 5, где подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 1 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси ХF.
Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 2. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка Xw, 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) состав ХР, которая получается в дефлегматоре 3 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Затем жидкость направляется в делитель флегмы 4. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 6, и направляется в сборник дистиллята 11 при помощи насоса 10.
Из кубовой части колонны насосом 10 непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в холодильнике остатка 7 и направляется в емкость 8. Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравномерный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят с высоким содержанием легколетучего компонента и кубовой остаток, обогащенный труднолетучим компонентом.
Расчет ректификационной колоны сводится к определению ее основных параметров – диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который в свою очередь, зависит, от скорости и физических свойств фаз, а так же от типа и размеров тарелок.
Исходные данные: xd= 95 %;xf = 20 % ; xw= 8 % ; GD = 0,5 кг/с.
2 Технологический расчет
2.1 Материальный баланс
Уравнения материального баланса ректификационной колонны непрерывного действия, учитывающее количество поступающих и уходящих потоков, имеет следующий вид:
GF = GD +GW (1)
где GF – количество поступающей на разделение смеси, кг/с;
GD – массовый расход дистиллята, кг/с;
GW – массовый расход кубового остатка, кг/с;
GF∙ХF = GD∙ХD +GW∙ХW (2)
где ХD – концентрация низкокипящего компонента в дистилляте, массовые доли;
ХW – концентрация низкокипящего компонента в кубовом остатке, массовые доли;
ХF – концентрация низкокипящего компонента в исходной смеси, массовые доли.
Переведем мольные доли в массовые:
Содержание низкокипящего компонента в питании вычисляют по формуле:
(3)
где ХF – концентрация низкокипящего компонента в питании, мольные доли;
Мв – мольная масса низкокипящего компонента, кг/моль;
Мукс – мольная масса высококипящего компонента, кг/моль;
Мукс = 60 кг/кмоль;
Мв = 18 кг/кмоль;
= 0,07
Содержание низкокипящего компонента в дистилляте вычисляют по формуле:
= 0,85 (4)
где ХD - концентрация низкокипящего компонента в дистилляте, мольные доли
Содержание низкокипящего компонента в кубовом остатке вычисляют по формуле:
(5)
= 0,025
где ХW - концентрация низкокипящего компонента в кубовом остатке, мольные доли.
Для того, чтобы найти массовый расход питания ХА и массовый расход кубового остатка ХW подставим исходные данные в уравнение (1) и в уравнение (2). Затем решим эти уравнения совместно.
GF = 0,5 + GW
0,5 ∙ 0,85 + GW ∙ 0,025 = GF ∙ 0,07
GF = 8,7 кг/с
GW = 8,7 − 0,5 = 8,2 кг/с
Таблица 1 – Равновесные составы жидкостей (х) и пара (у) в мол % и температуре кипения (t) ºС двойных смесей при 700мм рт.ст.
|
t, °C |
x |
y |
|
118,1 |
0 |
0 |
|
115,4 |
0,05 |
0,092 |
|
113,8 |
0,1 |
0,167 |
|
110,1 |
0,2 |
0,302 |
|
107,5 |
0,3 |
0,425 |
|
105,8 |
0,4 |
0,53 |
|
104,4 |
0,5 |
0,626 |
|
103,2 |
0,6 |
0,716 |
|
102,1 |
0,7 |
0,795 |
|
101,3 |
0,8 |
0,864 |
|
100,6 |
0,9 |
0,93 |
|
100 |
1 |
1 |
По имеющимся данным о равновесии между жидкостью и паром строим изобары температур кипения и конденсации смеси t=f(x,y) и линию равновесия на диаграмме y=f(x)
Рис.2. Кривая равновесия в координатах для системы уксусная кислота – вода.
2.2 Расчет флегмового числа
Минимальное флегмовое число при условии, когда кривая равновесия выпуклая и не имеет впадин, можно рассчитать по формуле:
, (6)
где – мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесным с исходной смесью, определяется по диаграмме x-y.
Определим содержание уксусная кислота в паре, равновесном с жидкостью питания уF*, по кривой равновесия, представленной на рис.2.
УF*= 0,30
Подставим в уравнение (6) все необходимые данные и найдем минимальное число флегмы Rmin
Оптимальное флегмовое число найдем из условия получения минимального объема колонны, пропорционального произведению nт(R+1), где nт – число ступеней изменения концентрации (теоретическое число тарелок).
Расчет оптимального флегмового числа выполняем следующим образом:
а) задаемся рядом значений коэффициента избытка флегмы β в пределах от 1,1 до 5,0; определяем рабочее флегмовое число и величину отрезка ;
б) откладываем отрезок В на оси ординат и проводим линии рабочих концентраций верхней и нижней частей колонны (прямые АВ1 и С1Д, АВ2 и С2Д и т.д.);
в) между равновесной и рабочими линиями в пределах концентраций xW и xD строим ступени, каждая из которых соответствует теоретической тарелке;
г) при каждом значении β определяем число теоретических тарелок nт и величину произведения nт(R+1). Результаты расчета сводим в таблицу 2.
Таблица 2 – Данные для расчета оптимального флегмового числа
|
β |
R |
В |
nт |
nт(R+1) |
|
1,1 |
2,53 |
0,38 |
33 |
116,49 |
|
1,6 |
3,68 |
0,20 |
26 |
121,68 |
|
2,1 |
4,83 |
0,16 |
19 |
98,80 |
|
2,6 |
5,98 |
0,14 |
18 |
123,84 |
|
3,1 |
7,13 |
0,12 |
15 |
128,4 |
д) по данным таблицы 2 строим график зависимости nт(R+1)=f(R) (рисунок 3) и находим минимальное значение величины nт(R+1). Ему соответствует флегмовое число R = 4,83.
Рисунок 3. график зависимости nт(R+1)=f(R)
Эту величину и принимаем в дальнейших расчетах за оптимальное рабочее число флегмы. Число ступеней изменения концентраций (число теоретических тарелок) при этом равно 54.
Относительный мольный расход питания определяется по уравнению:
(7)
Уравнения рабочих линий
А) в верхней (укрепляющей) части колонны
где R – флегмовое число
Б) в нижней (исчерпывающей) части колонны
Xw
где R – флегмовое число
F – относительный мольный расход питания
2.3 Определение средних концентраций низкокипящего компонента в жидкости и паре, определение средних температур жидкости и пара по высоте колонны
По данным таблицы 1строим диаграмму t-x,y.
Рисунок 4 Диаграмма t-x,y для определения состава равновесия пара в зависимости от температуры
По диаграмме, представленной на рисунке 4, определяем средние температуры:
А) ycpв = 0.9397 tcp = 100.1 oC
Б) ycpн = 0.7346 tcp = 102.3 oC
Зная средние мольные, определяем массы и плотности пара:
M’cpв= кг/кмоль
M’cpн= кг/кмоль
M’в и M’н средние мольные массы пара в верхней и нижней части колонны соответственно;
ρув и ρун плотности пара в в верхней и нижней части колонны соответственно.
Температура в верхней части колонны при Хсрв =0.9831 равна 100.01°С, а в нижней при Xсрн = 0.77795 равна 101.5°С. Отсюда t ср = 100.9755°С. Эти данные определены по диаграмме t-х,у, представленной на рисунке 2.
Плотность воды при t = 100 °С ρв=958 кг/м3, а уксусной кислоты при ρукс= 958 кг/м3.
Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне:
2.4 Определение скорости пара и диаметра в колонне
Определяем скорость пара в колонне по уравнению:
Диаметр ректификационной колонны рассчитываем по формуле:
м
Берем диаметр колонны D = 2600 мм.
Тогда скорость пара в колонне будет равна:
2.5 Определение высоты колонны
Высоту колонны определим графо-аналитическим методом, т.е. последовательно рассчитываем коэффициенты массоотдачи, массопередачи, коэффициенты полезного действия тарелок; строим кинетическую кривую и определяем число действительных тарелок.
Коэффициент массоотдачи в паровой фазе рассчитывают по формуле:
,
где Dп – коэффициент диффузии паров уксусной кислоты в парах воды, рассчитывается по формуле:
,
где Т – температура, К; р – абсолютное давление, кгс/см2; МА, МВ – мольные массы пара уксусной кислоты и воды; vА, vВ – мольные объемы уксусной кислоты и воды, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав пара;
Re – критерий Рейнольдса для паровой фазы
,
где μп – коэффициент динамической вязкости пара, Па с
,
где Мср.п, МА, МВ– мольные массы пара и отдельных компонентов, кг/кмоль; μср.п ,μА, μВ – соответствующие им динамические коэффициенты вязкости; yА, yВ – объемные доли компонентов смеси.
Коэффициент диффузии паров уксусной кислоты в парах воды, м/с2:
а) в верхней части колонны
;
б) в нижней части колонны
.
Коэффициент динамической вязкости паров уксусной кислоты и воды, Па с:
а) в верхней части колонны при температуре t = 100,1ºС
μА= 0,00867мПа·с, μВ= 0,00891мПа·с
;
б) в нижней части колонны при t = 101,5 ºС
μА= 0,00872мПа·с, μВ= 0,01004мПа·с;
.
Критерий Рейнольдса для паровой фазы:
а) в верхней части колонны
;
б) в нижней части колонны
.
Коэффициент массоотдачи в паровой фазе, кмоль/(м2с):
а) в верхней части колонны
;
б) в нижней части колонны
.
Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:
гдеDж – коэффициент диффузии в жидкости, м2/с; Мж.ср. – средняя мольная масса жидкости в колоне, кг/кмоль
Pr’ж – диффузионный критерий Прандля
Коэффициент диффузии пара в жидкости Dt связан с коэффициентом диффузии D20 следующей приближенной зависимостью:
;
где b – температурный коэффициент. Определяется по формуле:
где μж – динамический коэффициент вязкости жидкости при 20ºС, мПа·с; ρ – плотность жидкости, кг/м3.
Коэффициент диффузии в жидкости при 20ºС можно вычислить по приближенной формуле:
где μж– динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа·с; νА, νВ – мольные объемы уксусной кислоты и воды;А и В – коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя; МА, МВ – мольные массы растворенного вещества и растворителя.
Динамический коэффициент вязкости жидкости:
гдеμА, μВ – коэффициенты динамической вязкости ацетона и этанола при соответствующей температуре.
Коэффициент динамической вязкости жидкости, Па с:
а) в верхней части колонны при температуре t=100,01ºС
μу= 0,3205мПа·с, μВ= 0,3799мПа·с
;
б) в нижней части колонны при температуре t = 101,5ºС
μА= 0,29мПа·с, μВ= 0,357мПа·с
.
Коэффициент диффузии уксусной кислоты в воде при 20ºС, м2/с:
а) в верхней части колонны
;
б) в нижней части колонны
.
Плотности и динамические коэффициенты вязкости уксусной кислоты и воды близки, следовательно, температурный коэффициент можно принять одинаковым и равным b=0,004.
Критерий Прандля
а) в верхней части колонны
;
б) в нижней части колонны
.
Средняя мольная масса жидкости в колонне, кг/кмоль:
а) в верхней части колонны
;
б) в нижней части колонны
.
Определяем коэффициент массоотдачи, кмоль/(м2·с):
а) в верхней части колонны
;
б) в нижней части колонны
.
Коэффициенты массопередачи определяем по уравнению:
где m – тангенс угла наклона линии равновесия на рабочем участке.
Для определения угла наклона разбиваем ось х на участки и для каждого из них находим среднее значение тангенса как отношение разности ординат (у*-у) к разности абсцисс (х-х*), т.е.
.
Подставляем найденные значения коэффициентов массоотдачи βп и βж и тангенсов углов линии равновесия в уравнение, находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от xW до xD.
Полученные значения Ky используем для определения числа единиц переноса nу в паровой фазе:
где φ – отношение рабочей площади к свободному сечению колонны, равному 0,8.
Допуская полное перемешивание жидкости на тарелке, имеем:
или ,
где η=АВ/АС – коэффициент обогащения тарелки или так называемый КПД тарелки.
Результаты приведенных выше расчетов, начиная с тангенса угла наклона, сводим в таблицу 3.
Таблица 3 – Параметры, необходимые для построения кинетической
кривой
|
X |
Хw |
0,13 |
XF |
0,3 |
0,5 |
0,7 |
XD |
|
Tgα=m |
3,30 |
2,06 |
1,58 |
1,19 |
0,82 |
0,62 |
0,68 |
|
Ky |
0,0159 |
0,0221 |
0,0260 |
0,0185 |
0,0241 |
0,0287 |
0,0270 |
|
ny |
0,3312 |
0,4601 |
0,5389 |
0,3803 |
0,4864 |
0,5728 |
0,5349 |
|
η |
0,02 |
0,37 |
0,42 |
0,32 |
0,39 |
0,44 |
0,41 |
|
AC,мм |
21 |
22 |
18 |
25 |
24 |
21 |
13 |
|
АВ,мм |
0,4 |
8,1 |
7,5 |
7,9 |
9,2 |
9,2 |
5,4 |
Построение кинетической кривой.
Между кривой равновесия и линиями рабочих концентраций в соответствии с табличными значениями х проводим ряд прямых, параллельных оси ординат (рис.5).
Измеряем полученные отрезки А1С1, А2С2 и т. д. Определяем величину отрезков А1В1, А2В2 и т. д. Через найденные для каждого значения х точки В проводим кинетическую кривую, отображающую степень приближений фаз на тарелках равновесию.
Число реальных тарелок nД находим путем построения ступенчатой линии между кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от xD до xW. Получаем 24 тарелки, (из которых – 11 в верхней части колонны, 13 – в нижней), которые и обеспечивают разделение смеси в заданных пределах изменения концентраций. Исходная смесь должна подаваться на 11 тарелку сверху.
Высота тарельчатой колонны, м:
.
Общая высота колонны, м:
.
где hсеп – расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны,(высота сепарационного пространства), принимаем 1м; hкуб – расстояние между нижней тарелкой и днищем колонны, (высота кубовой части), принимаем 2м(Приложение А6 [1]).
3 Гидравлический расчет колонны
Для клапанных тарелок величину общего сопротивления ΔР, Па, можно определить по уравнению
где ζ – коэффициент сопротивления тарелки: для клапанных тарелок ζ=3,63; ωоп – скорость пара в рабочем сечении колонны, м/с.
Скорость пара в отверстиях тарелки при
= = 7,57 м/с.
Коэффициент сопротивления неорошаемых клапанных тарелок = 1,75. Тогда гидравлическое сопротивление сухой тарелки рассчитывается по формуле:
= = 1,75 = 66 Па. (9)
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:
= = 6,2 Па. (10)
Периметр сливной перегородки П = 1,13 м [ОСТ 26-01-108-85]. Принимаем отношение плотности парожидкостного слоя (пены) на тарелке к плотности жидкости = 0,5.
Средний объемный расход флегмы в верхней части колонны:
V = = = 0,0019 м/ч. (11)
Высота слоя над сливной перегородкой :
= = = 0,016 м. (12)
Высота парожидкостного слоя на тарелке:
h = h+h = 0,04+0,016 = 0,056 м. (13)
Сопротивление парожидкостного слоя:
= = = 293,3 Па.(14)
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:
= ++ = 82+6,2+293,3 = 381,5 Па. (15)
Расчет нижней части колонны проводится аналогично расчету верхней части колонны:
= = 10,7 м/с;
= = 104,2 Па;
= = 22,0 Па.
= = 0,0052 м/с;
= = 0,03 м;
= 0,04+0,03 = 0,07 м;
= = 415,9 Па.
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:
= 104,2+22,0+415,9 = 542,1 Па.
Проверим, соблюдается ли при h=0,4 м необходимое условие для нормальной работы тарелок по формуле:
h1,8; (16)
для тарелок верхней части колонны:
0,4 = 0,09 м;
для тарелок нижней части колонны:
0,4 = 0,11 м.
Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается, и расстояние между тарелками h = 0,4 м обеспечивает нормальную работу переливных устройств.
4 Тепловой расчет ректификационной колонны
Расход теплоты, получаемой жидкостью от конденсирующего пара в кубе-испарителе колонны
QK= Qd+ Gdсdtd+ Gwсwtw – Gfсftf+Qпот,
где Qd– расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт; Qпот – тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт; сf,сd,сw – теплоёмкости исходной смеси, дистиллята, кубовой жидкости, соответственно, Дж/кгК.
Значения теплоёмкостей, необходимые для расчета, находим по формуле:
сf = сА· f + сВ· (1–f),
где: сА, сВ– теплоемкости уксусной кислоты и воды, определенные при tf=88 ºС (с. 562 [2]);
сw = сб· w + ст· (1–w),
где: сА, сВ– теплоемкости уксусной кислоты и воды, определенные при tw=97 ºС (с. 562 [2]);
сd = сб· d + ст· (1–d),
где: сА, сВ– теплоемкости ацетона и этанола, определенные при td=69 ºС(с. 562 [2]).
Теплоемкости смесей,Дж/(кг К) :
сf = 2,85·103 · 0,1 + 4,19· 103 (1– 0,1) = 4056;
сw =2,74 · 103· 0,7 + 4,19 · 103 (1 – 0,7) = 1531;
сd = 2,91 · 103·0,02 + 4,6 · 103 (1 – 0,02) = 4566.
Расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт:
Qd = Gd (R + 1)rd,
где rd– удельная теплота конденсации дистиллята, кДж/кг, определяется по формуле
,
где rА, rВ – удельная теплота конденсации ацетона и этанола при td=69 ºС (с. 541 [2]).
Qd= 0,18 (4,31 + 1)· 460,58· 103 = 13,96· 105.
Тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт:
Qпот= α · Fн (tст.н – tвозд),
где tст.н – температура наружной поверхности стенки колонны, принимаем tст.н= 40°С; tвозд – температура воздуха в помещении, tвозд= 20°С;
α – суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучением, Вт/(м2·К), определяется по формуле:
α =9,3+0,058 tст.н = 9,3+0,058·40 = 11,62.
Fн – наружная поверхность изоляции колонны, м2, определяем ее по формуле:
Fн = π·D·H + 2·0,785·D2 = 3,14·0,5·9,9 + 2·0,785·0,52 = 15,94.
Потери тепла в окружающую среду, кВт:
Qпот = 11,62 · 15,94(40 – 20) = 3698,08.
Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь, Вт:
.
Расход греющего пара в кубе колонны, кг/с, (давление pабс=6,303 ат, влажность 5%):
,
где rгр.п. = 2089 ·103 Дж/кг – удельная теплота парообразования (с. 549 [2]);
х – степень сухости.
Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20 °С, кг/с:
.
Расход воды в холодильнике дистиллята при нагревании ее на 20 °С, кг/с:
.
Расход воды в холодильнике кубового остатка при нагревании ее на 20 °С, кг/с:
.
Общий расход воды в ректификационной установке,кг/с :
GB = G'B + G''B + G'''B=16,66+0,128+4,82=21,608.
4.1 Расчет тепловой изоляции колонны
В качестве изоляции берем асбест (λиз=0,151 Вт/м·К). Исходя из упрощенного соотношения (для плоской стенки) имеем:
,
где-толщина изоляции, м; -температура внутренней поверхности изоляции, принимаем ее ориентировочно на 10-200С ниже средней температуры в колонне .
Определяем толщину изоляции, мм:
Проверяем температуру внутренней поверхности изоляции, 0С:
;
расхождение: 84–83,94=0,06 0С<1°С.
5 Расчет вспомогательного оборудования
5.1 Кипятильник (куб – испаритель)
Рассчитаем среднюю температуру смеси:
t2 = 0,5∙(37+100) = 68,5°C
При этой температуре исходная смесь будет иметь следующие физико-химические показатели:
c2 = 3222,2 Дж/кг·К - теплоемкость
ρ2 = 986,2 кг/м3- плотность
μ2 = 0,000531 Па·с – вязкость
λ2 = 0,413 Вт/м·К – теплопроводность
Pr2 = 6,5
Для подогрева использовать насыщенный водяной пар давлением 0,4 Мпа. Температура конденсации t1 = 143,62°C.
При этой температуре конденсат имеет следующие характеристики:
r1 = 2133800 Дж кг - удельная массовая теплота испарения (конденсации)
ρ1 = 924,1 кг/м3- плотность
μ1 = 0,000186 Па·с – вязкость
λ1 = 0,686 Вт/м·К – теплопроводность
Pr1=1,17
Рассчитаем тепловую нагрузку аппарата:
Q = 1,05·G2·c2·( t2к - t2н) = 1,05·0,5·3222,2· (100-37) = 562712,12 Вт
Рассчитаем расход пара для подогрева исходной смеси:
Рассчитаем среднюю разность температур:
Примем коэффициент теплопередачи равной Kор= 1000 Вт м2∙К.
Рассчитаем площадь поверхности передающей тепло:
пластины f = 0,2 м2; число пластин N = 34.
Определим запас площади теплообменника:
Δ = (F-Fор)·100/ Fор= (6,3-5,32)·100/5,32=18,4%
Таким образом, выбранный теплообменник подходит с запасом 18,4%
Выбор конструкции.
Кипятильники ректификационных колонн непрерывного действия по устройству сходны с кипятильниками выпарных аппаратов. При небольших поверхностях теплообмена куб колонны обогревается змеевиком или горизонтальной трубчаткой, пересекающей нижнюю часть колонны; при этом греющий пар пропускается по трубам.
При больших поверхностях теплообмена применяют выносные кипятильники, которые устанавливают ниже колонны с тем, чтобы обеспечить естественную циркуляцию жидкости.
Определяем ориентировочно максимальную величину площади теплообмена. По (табл. 4.8 стр. 172 [2]) для данного случая теплообмена (от конденсирующегося водяного пара к кипящей жидкости) принимаем значение минимального коэффициента теплопередачи Кmin=300Вт/м2К.
Тогда максимальная поверхность теплообмена, м2:
Предварительно выбираем для расчета выносной кипятильник кожухотрубчатый теплообменник с трубами диаметром 25×2 мм, длина труб 4,0 м. (стр. 533 [2]).
Принимаем среднее значение тепловой проводимости загрязнений стенок со стороны конденсирующегося водяного пара , со стороны кубового остатка .
Теплопроводность стали λ=46,5Вт/м·К.
Таким образом, термическое сопротивление стенки и ее загрязнений равно:
.
Коэффициент теплопередачи, Вт/(м2К), со стороны конденсирующегося водяного пара определяем по формуле:
,
где λ-коэффициент теплопроводности конденсата, Вт/м·К;Н-высота кипятильных труб, м;p -плотность конденсата, кг/м3; r-удельная теплота конденсации греющего пара, Дж/кг; μ-динамический коэффициент вязкости конденсата, Па*с.
Значение коэффициентов теплопроводности, динамической вязкости, плотности определяем по (табл. XXXIXстр. 537 [2]).
.
Коэффициент теплоотдачи, Вт/м2 К, для кипящей уксусной кислоты находим по формуле:
,
где - коэффициенттеплопроводности кипящей уксусной кислоты при tW=97 0С (стр. 561 [2]); - плотность кипящей уксусной кислоты (стр. 512 [2]); - динамической коэффициент вязкости кипящей уксусной кислоты при tW=97 0С (стр. 556 [2]); - поверхностное натяжение уксусной кислоты (стр. 526 [2]).
Коэффициент b определяется по формуле:
,
где ρ – плотность паров, кг/м3, при tW=97 0С рассчитывается по формуле:
,
где ρ0 – плотность паров этанола при нормальных условиях,равна ,
где М – мольная масса воды; Т0 – температура при нормальных условиях, К; Т – температура кипения этанола, К; Р, Р0 – давление в кипятильнике при рабочих и нормальных условиях.
.
.
Коэффициент теплопередачи для кипящей уксусной кислоты равен:
;
.
Коэффициент теплопередачи:
.
Удельная тепловая нагрузка
.
Откуда
.
Это уравнение решаем графически, задаваясь значениями q(рис 1,2), у– левая часть уравнения.
при q=50000 Вт/м2 у = 2,3
при q=53000 Вт/м2 у = –1,15
при у=0 находим q=52000 Вт/м2
Рисунок.2,1 графическое определение удельного расхода тепла
Коэффициент теплопередачи, Вт/м2К:
.
Площадь поверхности теплообмена, м2:
.
С запасом 15-20% принимаем по каталогу (стр.533 [2]) одноходовой теплообменник.
Характеристика теплообменника
Поверхность теплообмена……………………………………………244м2;
Диаметр кожуха……………………………………............................800мм;
Диаметр труб……………………………………………………….252мм;
Длина труб……………………………………………………………….4м;
Количество труб…………………………………….................................783.
Расчеты остальных теплообменников выполняются. Задаваясь ориентировочными значениями коэффициентов теплопередачи [2].
Удельная теплота конденсации смеси r1= 611700 Дж/кг,
температура конденсации tk = 100°С.
Физико-химические свойства конденсата при температуре конденсации:
1 = 0,681 Вт/м·К;
1 = 958 кгм3;
1 = 0,000284 Па·с.
Тепло конденсации отводить водой с начальной температурой t2н= 17°С.
Примем температуру воды на выходе из конденсатора t2к= 42°С.
1. Рассчитаем среднюю температуру воды:
t2 = 0,5·(17+42) = 29,5°C
При этой температуре исходная смесь будет иметь следующие физико-химические показатели:
c2 = 4183,8 Дж/кг·К
ρ2 = 995,15 кг/м3- плотность
μ2 = 0,000811 Па·с – вязкость
λ2 = 0,614 Вт/м·К – теплопроводность
Pr2 = 5,5
2. Рассчитаем тепловую нагрузку аппарата:
Q = G1·r1 = 0,6·611700 = 367020 Вт
3. Рассчитаем расход воды:
4. Рассчитаем среднюю разность температур:
Примем Kор= 600 Втм2·К.
5. Рассчитаем ориентировочное значение требуемой поверхности теплообмена:
6. Задаваясь числом Re2= 15000, определим соотношение n /z для конденсатора из труб диаметром dн= 202 мм:
где n – общее число труб;
z – число ходов по трубному пространству:
d – внутренний диаметр труб, м.
В соответствии с табличными значениями соотношение n /z принимает наиболее близкое к заданному значению у конденсаторов с диаметром кожуха D = 400 мм, диаметром труб 202 мм, числом ходов z = 2 и общим числом труб n = 166.
N /z = 166 2 = 83.
Наиболее близкую к ориентировочной поверхность теплопередачи имеет нормализованный аппарат с длиной труб L = 3 м; F = 31 м2.
7. Рассчитаем действительное число Re2:
8. Определим коэффициент теплоотдачи к воде:
,
Вт/м2∙К;
9. Коэффициент теплоотдачи от пара, компенсирующегося на пучке горизонтально расположенных труб, определим по уравнению:
Вт/м2·К;
10. Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали равна:
11. Коэффициент теплопередачи:
12. Требуемая поверхность теплопередачи:
Конденсатор с длиной труб 2м и поверхностью 11 м2 подходит с запасом:
5.3 Холодильник для дистиллята
В холодильнике происходит охлаждение дистиллята до температуры конденсации до 300С.
69 0С 300С
380С 180С
.
Количество тепла, отнимаемого охлаждающей уксусной кислотой от дистиллята в дефлегматоре пара, Вт:
.
Принимаем К=300Вт/м2·К.
Поверхность теплообмена холодильника дистиллята находим из основного уравнения теплопередачи, м2:
.
C запасом принимаем одноходовой теплообменник с поверхностью F=2 м2 (табл. 2, с 215 [2]).
Характеристика теплообменника
Поверхность теплообмена…………………………………………….2м2;
Диаметр кожуха наружный……………………………………......159мм;
Диаметр труб……………………………………………………...252мм;
Длина труб………………………………………………………............2м;
Количество труб……………………………………................................13.
5.4 Холодильник для кубового остатка
В холодильнике кубового остатка происходит охлаждение кубовой жидкости от температуры кипения до 300С.
101,5 0С 300С
380С 180С
.
Количество тепла, отнимаемого охлаждающего этанола от кубовой жидкости, Вт:
.
Принимаем К=250Вт/м2К.
Поверхность теплообмена холодильника кубовой жидкости, м2:
.
C запасом принимаем 2-хходовой теплообменник с поверхностью F=57 м2 (табл. 2, с 215 [2]).
Характеристика теплообменника
Поверхность теплообмена…………………………………………57м2;
Диаметр кожуха……………………………………............................600м;
Диаметр труб……………………………………………………252мм;
Длина труб…………………………………………………………….3м;
Количество труб……………………………………..............................240.
5.5 Подогреватель
Служит для подогрева исходной смеси от tн=18-20оС до температуры tF=880C. Исходная смесь подогревается водяным насыщенным паром с температурой 1600С.
160 0С 160 0С
200С 88 0С
.
Принимаем К=120Вт/м2·К.
Поверхность теплообмена подогревателя находим из основного уравнения теплопередачи, м2:
C запасом принимаем шестиходовой теплообменник с поверхностью F=46м2(табл. 2, с 215 [2]).
Характеристика теплообменника
Поверхность теплообмена…………………………………….46м2;
Диаметр кожуха…………………………………….................600м;
Диаметр труб……………………………………………….252мм;
Длина труб……………………………………………………..3м;
Количество труб……………………………………................196.
В данном курсовом проекте приведен расчет ректификационной установки непрерывного действия для разделения смеси ацетон этанол. Рассчитаны геометрические параметры колонны, её гидравлические сопротивления и тепловые балансы. Также приведен расчет вспомогательного оборудования.
При расчете были получены следующие данные:
• диаметр колонны – 2600 мм ;
• высота колонны – 9,9м;
• флегмовое число – 4,83;
• скорость пара в колонне – 1,647 .
• число тарелок: всего – 54
Список литературы