Ректификационная установка для разделения бинарной смеси "бензол-толуол"

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке  внизу колонны:

 Δр_пж = 1,3 · 0,095 ·782,9 · 9,81 · 0,5 = 474,26 Па

Общее гидравлическое сопротивление  тарелки в нижней части колонны 205,02 + 18,92 + 474,26 = 698,2 Па

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 0,5 м необходимое для нормальной работы тарелок условие

Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление  больше

= =0,163 < 0,500 м

Следовательно, условие соблюдается.

Общее гидравлическое сопротивление  тарелок в колонне

Р = 606,52 · 11 +  698,2 · 16 = 17842,92 Па

Давление в кубе колонны равно:

Р_общ =  101325 + 17842,92 = 119 167,92 Па

 

 

 

.

 

 

 

 

 

 

5. Определение действительного числа тарелок и высоты колонны

 

Наносим на диаграмму х – у рабочие  линии верхней и нижней части  колонны (см. рис. 1) и находим число ступеней изменения концентрации п_т.  Их число соответствует количеству теоретических тарелок и равно для верхней части 6, для нижней части - 8 . Число тарелок рассчитываем по уравнению:

Для определения среднего к.п.д. тарелок  η находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов a = Р_б/Р_т и динамический коэффициент вязкости исходной смеси μ при средней температуре в колонне, равной 95,15 ^оС.

При этой температуре Р_б = 1204 мм рт. ст - давление насыщенного пара бензола, Р_т = 492,5 мм рт. ст. - давление насыщенного пара толуола (стр. 565, [2]). Тогда

a = 1204/492,5 = 2,45.

Вязкость жидкости на питающей тарелке  при температуре 95,15 ^оС определяем по формуле:

lnm = х × lnm_б + (1 – x) × lnm_т

где m_б = 0,274 ·10^-3 Па×с – вязкость бензола при температуре 95,15 ^оС (стр. 516, [2]), m_т = 0,283 ·10^-3 Па×с – вязкость толуола при температуре 95,15 ^оС.

Тогда    ln m_ж = 0,541 ×ln 0,274 + (1 – 0,541) × ln 0,283

откуда  m_ж = 0,278 ·10^-3 Па×с

Произведение am = 2,45 × 0,278= 0,681

По произведению am = 0,681 находим к.п.д. тарелки h=0,53 (стр. 323, [2]).

Тогда число тарелок в верхней  части колонны 

n' = 6/0,53 ≈ 10

в нижней части колонны:               

 n'' = 8/0,53 ≈ 15

Общее число тарелок N_общ = 10 + 15 = 25, с запасом 27, из них 11 в верхней части колонны, 16 – в нижней части.

Определим высоту колонны по формуле:  , где

 – расстояние между тарелками,

 – число практических тарелок.

Тогда в верхней части колонны 

в нижней части колонны 

Но фактическая высота будет  больше за счет следующих элементов:

1.Высота от верхнего днища до первой тарелки:

_{2.Ввод сырья, из расчета расстояния между 2 тарелками  - 1,0 м.}

_{3.Расстояние от нижней тарелки до куба колонны  - 1,5 м.}

_4. - десятиминутный запас колонны, принимаем 3,0 м.

5. _{Высоту юбки примем 2 м.}
6. Расстояние для установки люков – 0,8 м, количество люков – 2, общая высота 2 ∙ (0,8 – 0,5) = 0,6 м.

 

_{Общая высота колонны: 1,7 + 5,0 + 1,5 + 7,5 + 1,5 + 3,0 + 2 +0,6 = 22,8 м.}

_{Принимаем высоту колонны 23  м.}

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

6. Тепловой баланс колонны

 

   Количество тепла, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, находим по уравнению:

 

Количество тепла, отнимаемого водой в дефлегматоре, определяем по уравнению:

 Вт

_{где теплоту конденсации  дистиллята определяем по правилу аддитивности:}

 Дж/кг

где r_б = 392,4 · 10³ Дж/кг - теплота конденсации бензола при температуре верха колонны, равной 82^оС (табл. ХLV, стр. 542 [2]), r_т = 377,8 · 10³ Дж/кг - теплота конденсации толуола при температуре верха колонны, равной 82 ^оС

Значение теплоты, отводимой с  дистиллятом, определяем по уравнению:

 

_{где GD – расход дистиллята, кг/с,}

_{сD – удельная теплоемкость дистиллята, Дж/(кг·^оС)}

_{tD – температура верха колонны, ^оС.}

_{Удельную теплоемкость дистиллята рассчитывается по правилу аддитивности:}

 Дж/(кг·^оС)

где с_б= 1906,45 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость бензола при температуре верха колонны, равной 82 ^оС (рис. ХI, стр. 562 [2]), c_т = 1851,98 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость толуола при температуре верха колонны, равной 82 ^оС.

Вт

Значение теплоты, отводимой с  кубовым остатком, определяем по уравнению:

 

_{где GW – расход кубового остатка, кг/с,}

_{сW – удельная теплоемкость кубового остатка, Дж/(кг·^оС)}

_{tW – температура кубового остатка, ^оС.}

_{Удельную теплоемкость кубового остатка  также рассчитывается по правилу аддитивности:}

 Дж/(кг·^оС)

где с_б= 2053,1 Дж/(кг·^оС)– удельная теплоемкость бензола при температуре низа колонны, равной 109,4 ^оС (рис. ХI, стр. 562 [2]), c_т = 1885,5 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость толуола  при температуре низа колонны, равной 109,4 ^оС.

Вт

Значение теплоты, вносимой в колонну  с сырьем, определяем по уравнению:

 

_{где GF – расход сырья, кг/с,}

_{сF – удельная теплоемкость сырья, Дж/(кг·^оС)}

_{tF – температура сырья, ^оС.}

_{Удельная теплоемкость сырья равна:}

 Дж/(кг·^оС)

где с_б = 1948,35 Дж/(кг·^оС)– удельная теплоемкость бензола при температуре ввода сырья, равной 91 ^оС (рис. ХI, стр. 562 [2]), c_т = 1822,65 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость толуола при температуре ввода сырья колонны, равной 91 ^оС.

Вт

Принимаем потери тепла равными  3 % от полезного количества теплоты

Вт

 Определим расход горячей  струи, подаваемой в куб колонны.

_{Теплоту парообразования  кубового остатка  рассчитываем по правилу  аддитивности:}

кДж/кг

где r_б = 371,75 кДж/кг – теплота парообразования бензола при температуре кипения кубового остатка, равной 109,4 ^оС (табл. ХLV, стр. 541 [2]), r_т = 363,14 кДж/кг – теплота парообразования толуола при температуре 109,4 ^оС.

Расход горячей струи равен:

  кг/с

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

7. Расчет и подбор теплообменного оборудования.

а) Подогреватель исходной смеси.

Исходная смесь, расход которой  равен G_F = 2,777 кг/с нагревается от температуры t_2н = 18 °C  до  t_2к = 91°C.

_{Удельная теплоемкость сырья при средней  температуре  (91 + 18)/2 = 54,5 ^оС  равна:}

 Дж/(кг·^оС)

где с_б = 1801,7 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость  бензола при температуре, равной 54,5 ^оС (рис. ХI, стр. 562 [2]), c_т = 1759,8 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость воды при температуре 54,5 ^оС.

Тепловая нагрузка аппарата:

Вт

Тогда расход водяного пара составит (абсолютное давление водяного пара принимаем равным 2 атм):

кг/с = 619,56 кг/ч

где r = 2208 кДж/кг·град – удельная теплота конденсации пара при давлении 2 атм. (по табл. LVII, стр. 549, [2]).

Температура конденсации греющего пара при давлении Р = 2 атм равна 119,6 ^оС (табл. LVII, стр. 550, [2]). Составим температурную схему для процесса:

                   119,6 ^оС → 119,6 ^оС

                    91 ^оС   ←  18 ^оС

                  ___________________

      Δt_м = 28,6 град      Δt_б = 101,6 град

 

Средняя разность температур равна:

Примем коэффициент теплопередачи  равным  K_ор= 250 Вт / м²∙К(табл. 4.8, стр. 172, [2]).

Рассчитаем площадь поверхности  теплообменника:

По табл. 2.3., стр. 51, [3] выбираем одноходовой теплообменник с диаметром кожуха 0,4 м, длина труб 3,0 м, поверхность теплообмена 26 м².

Запас площади поверхности теплообмена:        

б) Расчёт кожухотрубчатого конденсатора (дефлегматора).

 

Количество тепла, отнимаемого водой в дефлегматоре (см. п. 6):

 Вт

температура конденсации t_k = 82 °С.

Тепло конденсации отводим водой с начальной температурой t_2н= 17°С.

Составим температурную схему  для процесса:

                      82 ^оС    → 82 ^оС

                         37 ^оС   ←  17 ^оС

                  ___________________

      Δt_м = 45 град      Δt_б = 65 град

 

Следовательно, средняя разность температур равна:

Примем ориентировочно K_ор= 400 Вт/м²·К(табл. 4.8, стр. 172, [2]).

Рассчитаем  ориентировочное значение требуемой поверхности теплообмена:

 

По табл. 2.9., стр. 57, [3] выбираем двухходовой теплообменник с диаметром кожуха 0,6 м, длина труб 4,0 м, поверхность теплообмена 75 м².

Запас площади поверхности теплообмена:        

в) Расчет кипятильника.

Тепловая нагрузка аппарата (см. п. 6):

Q_К= 1572225 Вт

Расход пара для подогрева горячей струи:

кг/с 

где r = 2117 кДж/кг·град – удельная теплота конденсации пара при давлении 5 атм. (по табл. LVII, стр. 549, [2]).

Температура конденсации греющего пара при давлении Р = 5 атм равна 151,1 ^оС (табл. LVII, стр. 550, [2]).

Следовательно, средняя разность температур равна:

Примем коэффициент теплопередачи  равным  K_ор= 700 Вт / м²∙К(табл. 4.8, стр. 172, [2]).

Рассчитаем площадь поверхности  теплообменника:

Задаваясь числом Re₂= 15000, определим соотношение n /z  для конденсатора из труб диаметром d_н= 25 ´ 2 мм:

 

где n – общее число труб;

      z – число ходов по трубному пространству:

      d – внутренний диаметр труб, м,

  μ - вязкость жидкости, определяем по формуле:

lnm = х × lnm_б + (1 – x) × lnm_т

где m_б = 0,288 мПа×с – вязкость бензола (стр. 514, [2])

m_т = 0,295 мПа×с – вязкость толуола при 90,4 ^оС (стр. 516, [2])

Тогда

ln m_ж = 0,025 ×ln 0,288 + (1 – 0,025) × ln 0,295

откуда  m_ж = 0,293 мПа×с

В соответствии с табличными значениями (табл. 2.3., стр. 51, [3]) соотношение n /z принимает наиболее близкое к заданному значению у теплообменника с диаметром кожуха D = 400 мм, диаметром труб 20´ 2 мм, числом ходов z = 1 и общим числом труб n = 181.

По табл. 2.3., стр. 51, [4] выбираем одноходовой теплообменник с диаметром кожуха 0,40м, длина труб 6,0 м, поверхность теплообмена 68 м².

Рассчитаем действительное число  Re:

 

Для смеси  при температуре 109,4 ^оС находим критерий Прандтля по формуле

 

где λ – коэффициент  теплопроводности смеси, определяем по формуле 4.8., стр. 150, [2]:

_{где ε – температурный  коэффициент, для  бензола и толуола}

 _{ε = 1,8·10^{-3 о}С^-1}

λ₃₀ рассчитываем по формуле:

_{где с – удельная теплоемкость жидкости, Дж/кг·К;}

_{ρ – плотность  жидкости, кг/м³;}

_{М – мольная  масса жидкости, кг/кмоль;}

_{А – коэффициент, зависящий от степени  ассоциации жидкости,}

_{А = 4,22 · 10^-8.}

_{Тогда при 109,4 ^оС коэффициент теплопроводности смеси равен:}

 

По графику 4.1., стр. 154, [2] находим критерий Нуссельта.

Для Re = 6494 значение . Для нагревающихся жидкостей в расчете коэффициентов теплоотдачи можно принимать

(стр. 152, [2]).

_{Тогда получим  Nu =  22,5 · 5,04^0.43 ·1,1 = 49,62}

 

Тогда коэффициент теплоотдачи  кубовой смеси равен:

Коэффициент теплоотдачи конденсирующегося  водяного пара рассчитываем по уравнению (стр. 162, [2]):

Значения коэффициента А_t при температуре 151,1 ^оС определяем по табл. 4.6., стр. 162, [2].

А_t = 7455

Значение ε принимаем равным 1. Подставляя численные значения, получим:

 

Сопротивление стенки и загрязнений  определяем по формуле:

_{где δст – толщина стенки трубы, равная 0,002 м,}

λ_ст – теплопроводность стали, равная 46,5

r_загр1 – сопротивление загрязнений со стороны кипящей жидкости,

r_загр2 – сопротивление загрязнений со стороны конденсирующегося пара.

По табл. ХХХI, стр. 531 [2] принимаем 1/r_загр1 = 5800 и 1/r_загр1 = 5800

_Тогда

 м²·град/Вт

Коэффициент теплопередачи определяем по уравнению:

Требуемую площадь теплообменника определяем по формуле:

Рассчитаем площадь поверхности  теплообменника:

Проверим принятое допущение 

Для этого определим температуру  стенки трубы теплообменника со стороны  органической жидкости. Удельная тепловая нагрузка равна:

Температура стенки со стороны смеси равна:

Для смеси при температуре 144,82 ^оС находим критерий Прандтля

_{Удельная теплоемкость кубового остатка  при температуре 144,82 ^оС равна:}