Расчет ректификационной установки. 5
Задание на проектирование
Рассчитать
ректификационную установку для
разделения смеси 50%(масс.) бензола и
50% (масс.) диэтилового эфира. Конечная
концентрация эфира 94%(масс.), в кубовом
остатке содержится 98%(масс.) бензола.
Расход исходной смеси 6т/час. Исходная
смесь нагревается до температуры
кипения. Греющий пар имеет давление
Ризб. = 2кгс/см2.
Содержание
- Введение
- Схема ректификационной установки
- Материальный баланс
- Определение скорости пара и диаметра колонны
- Гидравлический расчет тарелок
- Определение числа тарелок и высоты колонны
- Тепловой расчет установки
- Вывод
- Список использованных источников
- 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 подход к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имею много общего. Тем не менее ряд особенностей процесса ректификации (различие соотношение нагрузок по жидкости и пару в нижней и верхней частях колонны, переменные по высоте колонны физические свойства фаз и коэффициент распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса) осложняет его расчет.
Одна из
сложностей заключается в
Принципиальная схема ректификационной установки представлена на рис. 1. Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 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 4. Начальный
состав пара примерно равен составу
кубового остатка хW , 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) состава хР , получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8.
Из кубовой
части колонны насосом 9 непрерывно
выводится кубовая жидкость - продукт,
обогащенный труднолетучим
Рис. 1 Принципиальная схема ректификационной установки:
- емкость для исходной смеси; 2, 9- насосы; 3- теплообменник-подогреватель;
4 - кипятильник;
5- ректификационная колонна; 6- дефлегматор;
7- холодильник дистиллята; 8- ёмкость для
сбора дистиллята; 10- холодильник кубовой
жидкости; 11- ёмкость для кубовой жидкости
Таким
образом, в ректификационной
Расчет ректификационной колонны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа насадки.
Расчет тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия
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 и т.п. Зачастую эти качества становятся превалирующими, определяющими пригодность той или иной конструкции для использования в каждом конкретном процессе.
Размеры тарельчатой колонный (диаметр и высота) обусловлены нагрузками по пару и жидкости, типом контактного устройства (тарелки), физическими свойствами взаимодействующих фаз.
Ректификацию
жидкостей, не содержащих взвешенных частиц
и не инкрустирующих, при атмосферном
давлении в аппаратах большой производительности
часто осуществляют на ситчатых переточных
тарелках.
- Материальный баланс.
Обозначим массовый расход дистиллята через GD кг/ч, кубового остатка
через GW кг/ч.
Из
уравнений материального
GF = GD + GW;
GFxF = GDxD + GWxW:
GD + GW = 6000;
GD ∙ 0,94 + GW ∙ 0,02 = 6000 ∙ 0,5
Находим GD = 3130,43 кг/ч, GW = 2869,57 кг/ч.
Для дальнейших расчетов выразим концентрации питания, дистиллята и кубового остатка в мольных долях( в соответствии с табл. 6.2).
Питание:
xF
=/Mд/[ F/Mд
+ 100 - F/Mб] =
50/74/[50/74 + 50/78] = 0,513.
Дистиллят:
xD =D/Mд/[ D/Mд + 100 - D/Mб] = 94/74/[94/74 +6/78] = 0,943.
Кубовый остаток:
xW =W/Mд/[ W/Mд + 100 - W/Mб] = 2/74/[2/74 + 98/78] = 0,021.
Относительный мольный расход питания:
F
= xD
– xW/xF
– xW =
0,943 – 0,021/ 0,513 – 0,021 = 1,874.
Строим кривую равновесия (рис.2):
Определяем минимальное число флегмы по уравнению (7.10)
Rмин = xD – yF*/ yF*– xF = 0,943 – 0,82/ 0,82 – 0,513 = 0,4,
где yF* = 0,4 – мольную долю диэтилового эфира в паре, равновесном с жидкостью питания, определяем по диаграмме y* – х.
Рабочее число флегмы по уравнению (7.12):
R = 1,3Rмин + 0,3 = 1,3 ·0,4 + 0,3 = 0,82.
Уравнение рабочих линий:
а) верхней (укрепляющей)
y = x + xD/R+1 = х + 0,943/1,82
y = 0,45x + 0,518;
б) нижней (исчерпывающей) части колонны
y = R + F/(R +1)x – F – 1/(R + 1)xW = x – ·0,021. [1]
y
= 1,48x – 0,01.
- Определение скорости пара и диаметра колонны.
Средние концентрации жидкости:
а) в верхней части колонны
x’CP = (xF + xD)/2 = (0,513 + 0,943)/2 = 0,728;
б) в нижней части колонны
x”CP = (xF + xW)/2 = (0,513 + 0,021)/2 = 0,267
Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:
а) в верхней части колонны
y’CP = 0,45 x’CP + 0,518 = 0,45·0,728 + 0,518 = 0,846;
б) в нижней части колонны
y”CP
= 1,48 x”CP – 0,01 = 1,48·0,267 –
0,01 = 0,385.
Строим диаграмму
t – x,y по данным табл.1
Средние температуры пара определяем по диаграмме t – x,y (рис.3):
а) при y’CP = 0,846 t’CP = 470C
б) при y”CP = 0,385 t’’CP = 68,50C.
Средние мольные массы и плотности пара:
а) M’CP = 0,846·74 + 0,154·78 = 74,62кг/моль;
ρ’CP = M’CPTo/22,4T’CP = 74,62·273/22,4·320 = 2,84кг/м3;
б) M’’CP = 0,385·74 + 0,615·78 = 76,46кг/моль;
ρ’’CP = M’’CPTo/22,4T’’CP = 76,46·273/22,4·341,5 = 2,73 кг/м3;
Средняя плотность пара в колонне:
ρП = (ρ’CP + ρ’’CP)/2 = (2,84 + 2,73)/2 = 2,785кг/м3.
Температура вверху колонны при xD = 0,943 равняется 36,50С, а в
кубе – испарителе при xW = 0,021 она равна 770С (рис. 3).
Плотность жидкого диэтилового эфира при 36,50С ρд. = 690кг/м3, а жидкого бензола при 770С ρб. = 820кг/м3[5]
Принимаем среднюю плотность жидкости
в колонне
ρж
= (690 + 820)/2 = 755кг/м3.
Определяем скорость пара по уравнению (7.17)
ω = С
По данным каталога – справочника «Колонные аппараты» принимаем расстояние между тарелками h = 300мм. Для ситчатых тарелок по графику (рис. 7.2) [1] находим С = 0,032.
Скорость пара по уравнению (7.17a):
ω = С = 0,032∙ = 0,53см/с
Объемный расход походящего через колонну пара при средней температуре в колонне tCP = (47 + 68,5)/2 = 57,750C
V = GD(R +1)22,4TCBp0/MDT0∙3600p =
= 3130,43(0,82 + 1)∙22,4 ∙ 331 ∙1,033/71,6∙273∙3600∙1 = 0,6м3/с,
где MD – мольная масса дистиллята, равная
MD = 0,943 ∙ 74 + 0,057 ∙ 78 = 74,23кг/моль.
Диаметр колонны:
D = = = 1,2м.
По каталогу – справочнику «Колонные аппараты» берем D = 1200мм, тогда скорость пара в колонне будет:
ω
= V/0,785∙D2 = 0,6/0,785∙1,22 = 0,53м/с.
[1]
- Гидравлический расчет тарелок.
Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр
отверстий d0 = 4мм, высота сливной перегородки hп = 40мм. Свободное сечение тарелки 11,1% от общей площади тарелки. Площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 20% от общей площади тарелки.
Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и в нижней части колонны по уравнению (1.60):
∆р = ∆рсух + ∆рσ + ∆рпж.
а) Верхняя часть колонны.
Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:
∆рсух = ξω02ρп/2 = 1,45 ∙52 ∙ 2,84/2 = 51,5Па,
где ξ = 1,45 – коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 11 – 25%;
ω0 = 0,53/0,11 = 5м/с – скорость пара в отверстиях тарелки.
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:
∆рσ = 4σ/d0 = 4 ∙ 15,37 ∙ 10-3/0,004 = 15,37Па,
Где σ = 15,37∙10-3Н/м – поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 470С[6]; d0 = 0,004м – диаметр отверстий тарелки. Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:
∆рпж = 1,3hпжρпжgk,
Высота парожидкостного слоя:
hпж = hп + ∆h
Величину ∆h – высоту слоя над сливной перегородкой рассчитываем по формуле:
∆h = (Vж/1,85Пk)2/3,
где Vж – объемный расход жидкости, м3/с; П – периметр сливной перегородки, м; k = ρпж/ρж – отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближенно равным 0,5.
Объемный расход жидкости в верхней части колонны:
Vж = GDRMCP/MDρж = 3130,43 ∙ 0,82 ∙ 75,01/3600 ∙ 71,6 ∙ 755 = 0,00099м3/с,
где MCP = 0,728 ∙ 74 + 0,272 ∙ 78 = 75, 01 – средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль.
Периметр сливной перегородки П находим, решая систему уравнений:
(П/2)2 + (R - b)2 = R2;
0,1πR2 = 2/3Пb,
где R = 0,6м – радиус тарелки; 2/3Пb – приближенное значение площади сегмента.
Решение дат: П = 1,32м; b = 0,289м. Находим ∆h:
∆h = (0,0099/1,85∙1,32∙0,5)2/3 = 0,00867м.
hпж = hп + ∆h = 0,04 + 0,00867 = 0,04867м.
Сопротивление парожидкостного слоя:
∆рпж
= 1,3hпжρпжgk
= 1,3∙0,04867∙0,5∙755∙9,81 = 234,3Па.
Общее гидравлическое
сопротивление тарелки в
∆р’
= ∆ рсух +
∆рσ +
∆рпж = 51,5 +15,37 + 234,3 = 301Па.
б) Нижняя часть колонны:
∆рсух = 1,45∙52∙2,73/2 = 49,5Па;
∆рσ = 4∙20,5∙10-3/0,004 = 20,5Па
(20,5∙10-3Н/м – поверхностное натяжение жидкости при температуре 68,50С);
Vж = (GDR/MD + GF/MF) MCP/ρж = (3130,43∙1,82/71,6 + 6000/75,9)76,9/3600∙755 =
= 0,0045м3/с.
(MF = 0,513∙74 + 0,487∙78 = 75,9кг/кмоль; MCP = 0,267∙74 + 0,733∙78 =
= 76,9кг/кмоль);
∆h = (0,0045/1,85∙1,32∙0,5)2/3 = 0,0238м.
hпж =0,04 + 0,0238 = 0,0638м;
∆рпж = 1,3∙0,0638∙0,5∙755∙9,81 = 307Па.
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:
∆р’’
= 49,5 + 20,5 + 307 = 377Па.
Проверим, работы тарелок условие
h > 1,8∆р/ρж g.
Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление ∆р больше, чем у тарелок верхней части:
1,8∆р”/ρжg =1,8∙377/755∙9,81 = 0,092м.
Следовательно,
вышеуказанное условие
Проверим равномерность работы тарелок – рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях ω0мин, достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:
ω0мин = 0,67 = 0,67 =
= 4,91м/с.
Рассчитанная
скорость ω0мин = 5м/с; следовательно,
тарелки будут работать всеми отверстиями.
- Определение числа тарелок и высоты колонны.
а) Наносим на диаграмму y – x рабочие линии верхней и нижней части колонны (рис. 2) и находим число ступеней изменения концентрации nт. В верхней части колонны n’т ≈ 3, в нижней части n”т ≈ 5, всего 8 ступеней.
Число тарелок рассчитываем по уравнению (7.19): n = nт /η.
Для определения
среднего к.п.д. тарелок η находим
коэффициент относительной
При этой температуре давление насыщенного пара диэтилового эфира Рд = 1725мм рт.ст., бензола Рб = 392мм рт.ст. (табл. 1), откуда
Α = 1725/392 = 4,4.
Динамический коэффициент вязкости диэтилового эфира при 600С равен 0,166 сП, бензола 0,39сП. Принимаем динамический коэффициент исходной смеси μ = 0,278сП = 0,278∙10-3Па∙с
Тогда αμ = 4,4 ∙0,278 = 1,22
По графику (рис. 7.4) [1] находим η = 0,47. Длина пути жидкости на -тарелке (рис. 7.18) [1]
l
= D – 2b = 1,2 – 2∙0,289 = 0,642м.
Для сравнения рассчитаем средний к.п.д. тарелки η0 по критериальной формуле, полученной путем статической обработки многочисленных опытных данных для ситчатых тарелок:
η0 = 0,068К10,1∙К20,115.
В этой формуле безразмерные комплексы:
К1 = Reп/SCB∙Pr’ж∙μп/μж = ωhпρп/SСВμп ∙ μж/ρжDж ∙ μп/μп = ωhпρп/SСВ ρжDж;
К2 = Reп/We∙Pr’ж∙νп/νж = ωhпσ/νп ρжω2 ∙νжνп /hжDжνж = σ/ωρжDж;
Где ω – скорость пара в колонне, м/с; SCB – относительная площадь свободного сечения тарелки; hп – высота сливной перегородки, м; ρп и ρж – плотность пара и жидкости, кг/м3; Dж – коэффициент диффузии легколетучего компонента в исходной смеси, определяемый по формуле:
Dж = 7,4∙10-12∙ (βμ)0,5Т/μжν0, 6, м/с;
σ – поверхностное натяжение жидкости питания, Н/м.
Физико – химические константы отнесены к средней температуре в колонне. Предварительно рассчитаем коэффициент диффузии Dж:
Dж = 7,4∙10-12 ∙ 1∙ 75,90,5 ∙ 333/ 0,287 ∙ 0,550,6 = 1,1∙10-9м2/с.
Безразмерные комплексы:
К1 = 0,55 ∙ 0,04 ∙ 2,785/ 0,11 ∙ 755 ∙ 1,1∙10-9 = 6,9 ∙ 103
К2 = 18 ∙ 10-3/ 0,55 ∙ 755 ∙ 1,1∙10-9 = 3,9 ∙ 104
Средний к.п.д. тарелки:
η0 = 0,068(6,9 ∙ 103)0,1(3,9 ∙ 104)0,115 = 0,53,
что близко к найденному значению ηl.
Число тарелок:
В
верхней части колонны
n’ = n’T/ ηl = 3/0,47 = 7;
в нижней части колонны
n’’ = n’’T/ ηl = 5/0,47 = 11;
Общее число тарелок n = 18, с запасом n = 20, из них в верхней части колонны 8 и в нижней части 12 тарелок.
Высота тарельчатой части колонны:
НТ = (n – 1)h = (20 – 1)∙0,3 = 6,3м.
Общее гидравлическое сопротивление тарелок:
Δp=Δp’nB +Δp’’nН
= 301∙8 + 377∙12 = 6932Па ≈ 0,07кгс/см2. [1]
- Тепловой расчет установки
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре –
конденсаторе, находим по уравнению (7.15):
Qд = GD(1 + R)rD = 3130,43/3600 ∙ (1 + 0,82) ∙ 326∙ 103 = 555556,5Вт.
Здесь rD = Drд + (1 – D)rб = 0,94 ∙ 346,5∙103 + (1 – 0,94) ∙ 422,15 = 326∙103Дж/кг.
где rд и rб – удельные теплоты конденсации диэтилового эфира и бензола.
Расход теплоты, получаемой в кубе – испарителе от греющего пара, находим по уравнению (7.14):
QK = Qд + GDcDtD + GWcWtW – GFcFtF + Qпот. =
