Ректифікаційних установках безперервної дії для розділення суміші CCl4 C7H8

МІНІСТЕРСТВО ОСВІТИ І НАУКИ РФ

ГОУ ВПО «Алтайський державний технічний університет

їм І.І. Ползунова »

Кафедра "Хімічна техніка та інженерна екологія"

ПОЯСНЮВАЛЬНА ЗАПИСКА

До КУРСОВОМУ ПРОЕКТУ

з дисципліни Гідравліка і теплотехніка

Ректифікаційних установках безперервної дії для розділення суміші CCl ₄ - C ₇ H ₈

Барнаул 2007

Перелік умовних позначень

а - питома поверхня, м ² / м ^3;

b - ширина зливний перегородки, м;

c - питома теплоємність, Дж / ​​(кг * К);

з _D - питома теплоємність дистиляту, Дж / ​​(кг * К);

c _F - питома теплоємність вихідної суміші, Дж / ​​(кг * К);

c _W - питома теплоємність кубового залишку, Дж / ​​(кг * К);

D - коефіцієнт дифузії, м ² / с;

d - діаметр, м;

d _е - еквівалентний діаметр, м;

F - відносний мольний витрата вихідної суміші;

F - поверхня тепловіддачі, м ^2;

G-витрата парової фази, кг / с;

G _{D-витрата} дистиляту, кг / с;

G _F - витрата вихідної суміші, кг / с;

G _R - витрата пари дистиляту, кг / с;

G - Витрата кубового залишку, кг / с;

G _V - витрата пари дистиляту, кг / с;

G _W - витрата кубового залишку, кг / с;

G _ДП - витрата гріючої пари, кг / с;

g - прискорення вільного падіння, м / с ^2;

Н _К - загальна висота ректифікаційної колони, м;

h _{O-загальна} висота одиниці переносу, м;

h _пер - висота переливний перегородки, м;

К - коефіцієнт теплопередачі, Вт / (м ² * К);

l _т - відстань між переливними пристроями, м;

L - витрата рідкої фази, кг / с;

L _S - масова щільність зрошення, кг / (м ² * с);

М - мольна маса, кг / кмоль;

- Середня мольна маса парів, кг / кмоль;

М _D - мольна маса дистиляту, кг / кмоль;

М _F - мольна маса вихідної суміші, кг / кмоль;

M _W - мольна маса кубового залишку, кг / кмоль;

m - коефіцієнт розподілу;

N-число теоретичних ступенів поділу;

n _O - загальна кількість одиниць переносу;

Р - абсолютний тиск у колоні, кгс / см ^2;

q - питома витрата рідини на 1 м ширини зливний перегородки, м2 / с;

Q _D - витрата теплоти, що віддається охолоджуючої воді, Вт;

Q _F - витрата теплоти в паровому подогревателе вихідної суміші, Вт;

Q _W - витрата теплоти, що віддається охолоджуючої воді у водяному холодильнику кубового залишку, Вт;

Q _К - витрата теплоти, одержуваної в кубі-випарнику від пари, що гріє, Вт;

Q _ПЗВ - теплові втрати колони в навколишнє середовище, Вт;

R - флегмовое число;

- Флегмовое число в нижній частині колони;

r - питома теплота конденсації, Дж / ​​кг;

r _D - питома теплота конденсації пари в дефлегматори, Дж / ​​кг;

S - площа, м ^2;

T - температура, К;

t - температура, ⁰ С;

t _D - температура кипіння дистиляту, ⁰ С;

t _F - температура кипіння вихідної суміші, ⁰ С;

t _W - температура кипіння кубового залишку, ⁰ С;

U - щільність зрошення, м ³ / (м ² * с);

V - молярний об'єм, м ³ / кмоль;

V _В - об'ємна витрата охолоджуючої води, м ³ / с;

w - робоча швидкість, м / с;

w _Ж - швидкість рідини, м / с;

w _П - швидкість пара, м / с;

w _П - гранична швидкість парів, м / с;

х - вологовміст повітря, кг / кг;

х _D - Мольна частка сірковуглецю в дистиляті, кмоль / кмоль суміші;

х _{F-мольна} частка сірковуглецю у вихідній суміші, кмоль / кмоль суміші;

х _W - мольна частка сірковуглецю в кубовому залишку, кмоль / кмоль суміші;

- Масова частка сірковуглецю в дистиляті, кг / кг суміші;

- Масова частка сірковуглецю у вихідній суміші, кг / кг суміші;

- Масова частка сірковуглецю в кубовому залишку, кг / кг суміші;

х _ОБ - об'ємна частка компонента в суміші;

х _СР - середній молярний склад рідини, кмоль / кмоль суміші;

y _СР - середній молярний склад пари, кмоль / кмоль суміші;

y _F ^* - мольна частка сірковуглецю в парі, рівноважному з вихідною

сумішшю, кмоль / кмоль суміші;

β - коефіцієнт надлишку флегми;

ε - вільний об'єм, м ³ / м ^3;

μ - в'язкість, Па * с;

ρ-щільність, кг / м ^3;

ρ _{П D} - щільність парів дистиляту, кг / м ^3;

ρ _СМ - густину фізичної суміші рідин, кг / м ^3;

σ - поверхневий натяг, Н / м;

λ - коефіцієнт тертя;

в - температурний коефіцієнт;

- Гідравлічний опір тарілок, Па;

- Гідравлічне опір сухої тарілки, Па;

- Середня різниця температур гарячого і холодного носіїв.

Індекси

д - параметри діоксану;

т - параметри толуолу;

в - зміцнювальна (верхня) частина колони;

н - вичерпна (нижня) частина колони;

х - рідка фаза;

y - парова фаза.

Зміст

Перелік умовних позначень

Введення

1. Технологічна схема ректифікаційної колони

2. Технологічний розрахунок апарату

2.1 Матеріальний баланс колони

2.2 Швидкість пари і діаметр колони

2.3 Висота світлого шару рідини на тарілці і паровміст барботажного шару

2.4 Коефіцієнти молекулярної дифузії в рідкій і паровій фазах

2.5 Коефіцієнти массопередачи і висота колони

2.6 Гідравлічний опір тарілок колони

2.7 Тепловий розрахунок установки

2.7.1 Витрата теплоти

2.7.1.1 Витрата теплоти, що віддається охолоджуючої воді в дефлегматори-конденсаторі

2.7.1.2 Витрата теплоти, одержуваної в кубі-випарнику від пари, що гріє

2.7.1.3 Витрата теплоти в паровому подогревателе вихідної суміші

2.7.1.4 Витрата теплоти, що віддається охолоджуючої воді у водяному холодильнику дистиляту

2.7.1.5 Витрата теплоти, що віддається охолоджуючої воді у водяному холодильнику кубового залишку

2.7.2 Витрата пари, що гріє

2.7.3 Витрата охолоджуючої води

2.8 Розрахунок штуцерів

2.8.1 Штуцер для введення вихідної суміші

2.8.2 Штуцер для виведення парів дистиляту

2.8.3 Штуцер для введення флегми

2.8.4 Штуцер для виведення кубового залишку

2.8.5 Штуцер для введення парів кубового залишку

2.9 Вибір конструкційного матеріалу

Висновок

Список використаних джерел

Додаток

Введення

Ректифікація - це масообмінних процесів, поділу бінарних чи багатокомпонентних парових, а також рідких сумішей на практично чисті компоненти або їх суміші, збагачені легколетучим або тяжелолетучімі компонентами; процес здійснюється в результаті контакту нерівноважних потоків пари і рідини.

Поділ здійснюється зазвичай в колонних апаратах при багаторазовому або безперервному контакті фаз. Знизу ректифікаційної колони рухаються пари, що складаються внизу майже з одного висококиплячих компонентах, а зверху назустріч парам подають рідину (флегма), що складається в основному з низкокипящей компонента. При взаємодії піднімаються пари з стікає рідиною відбувається часткова конденсація цих парів і часткове випаровування рідини (флегми) за рахунок теплоти конденсації. При цьому з пара конденсується в основному висококиплячих компонентах, а з рідини випаровується висококиплячих компонентах. Таким чином, стікає флегма безперервно збагачується висококиплячих компонентах, а піднімаються пари збагачуються низькокиплячих компонентом. У результаті виходить з колони пар складається майже цілком з низкокипящей компонента. Пар конденсується в теплообміннику, частина цього конденсату у вигляді флегми йде на зрошення колони. Іншу частину дистилят відбирають як готового продукту. Рідина, що виходить з нижньої частини колони називають кубовим залишком. Для утворення висхідних потоків парів колону постачають кип'ятильником, в якому відбувається випаровування частини кубового залишку.

Ректифікація відома з початку дев'ятнадцятого століття, як один з найважливіших технологічних процесів головним чином спиртової та нафтової промисловості. В даний час ректифікацію все ширше застосовують в самих різних областях хімічної технології, де виділення компонентів у чистому вигляді має дуже важливе значення (у похідних органічного синтезу, ізотопів, напівпровідників і різних інших речовин високої чистоти). [1]

1. Технологічна схема ректифікаційної установки

1 - ємність для вихідної суміші; 2,9 - насоси; 3 - теплообмінник-підігрівач; 4 - кип'ятильник, 5 - ректифікаційна колона; 6 - дефлегматор; 7 - холодильник дистиляту; 8 - ємність для збору дистиляту; 10 - холодильник кубовою рідини; 11 - ємність для кубовою рідини.

Рисунок 1 - Принципова схема ректифікаційної установки

В установці для безперервної ректифікації колона складається з двох частин: верхньої - зміцнювальної і нижньої - вичерпної частини колони, для того, щоб надходить на розділення суміш стикалася із зустрічним потоком пари з великим вмістом висококиплячих компонентах у вихідній суміші. У вичерпної частини колони відбувається видалення низкокипящей компонента з стікає вниз рідини, у верхній частині - збагачення низькокиплячих компонентом піднімаються пари. Вихідну суміш з проміжної ємності 1 відцентровим насосом 2 подають у теплообмінник 3, де вона підігрівається до температури кипіння. Нагріта суміш надходить на розділення в ректифікаційної колони 5 на тарілку харчування, де склад рідини дорівнює складу вихідної суміші X _F. На живильної тарілці рідина змішується з флегмою з зміцнювальної частини колони і, стікаючи вниз, взаємодіє з піднімаються назустріч пором, багатшим висококиплячих компонентах, при цьому з рідини відбувається видалення низкокипящей компонента. У нижню частину колони стікає рідина, що складається майже цілком з висококиплячих компонентах, частина її називається кубовим залишком і безперервно відводиться через холодильник кубовою рідини 10 в ємність для кубовою рідини 11. Пара піднімається по всій колоні знизу вгору, збагачуючись при цьому низькокиплячих компонентом. Пар, виходячи з колони, надходить в дефлегматор 6, де він конденсується. При цьому частина конденсату повертається в колону у вигляді флегми, інша частина виводиться з дефлегматора у вигляді готового продукту поділу - дистиляту, який охолоджується в теплообміннику 7 і направляється в проміжну ємність 8. Таким чином, в ректифікаційної колоні здійснюється безперервний нерівноважний процес поділу вихідної бінарної суміші на дистилят і кубовий залишок.

2. Розрахункова частина

2.1 Матеріальний баланс колони [3]

Продуктивність колони по вихідної суміші та кубовому залишку визначимо з рівнянь матеріального балансу колони:

; (2.1)

. (2.2)

Для розрахунків висловимо концентрації вихідної суміші , Дистиляту і кубового залишку з мольних часток у масові за формулою [4]:

. (2.3)

x _D = (0.9 * 88) / (0.9 * 88 +0.1 * 92) = 0.896 кмоль / кмоль суміші;

x _F = (0.45 * 88) / (0.45 * 88 +0.55 * 92) = 0.439 кмоль / кмоль суміші;

x _W = (0.08 * 88) / (0.08 * 88 +0.92 * 92) = 0.077 кмоль / кмоль суміші.

З рівнянь матеріального балансу:

G _W = 0.35 кг / с;

G _F = 0.278 +0.35 = 0.628 кг / с.

Навантаження ректифікаційної колони по парі і рідини визначаються робочим флегмового числом R. Для визначення цього числа використовують наближені обчислення, засновані на визначенні коефіцієнта надлишку флегми (зрошення). Щоб визначити цей коефіцієнт на початку необхідно розрахувати R _MIN за формулою:

_. (2.4)

y ^* _F - знаходимо по діаграмі x - y (Малюнок 1). (Графік залежно x - y будуємо виходячи з даних, наведених у таблиці А.1).

y ^* _F = 0.54 кмоль / кмоль суміші.

_.

Один з можливих наближених методів розрахунку R полягає в знаходженні такого флегмового числа, якому відповідає мінімальне твір N * (R +1), пропорційне обсягом ректифікаційної колони.

Коефіцієнт надлишку флегми знайдемо за формулою:

β = R / R _MIN. (2.5)

Поставивши собі за різними значеннями β, визначимо відповідні флегмового числа. Графічним побудовою ступенів зміни концентрацій між рівноважною і робочою лініях на діаграмі склад пара y - склад рідини x (Рисунок Б.2) знаходимо N.

Таблиця 2.1

Залежність N * (R +1) = f (R) (Малюнок Б.3) побудували на підставі даних таблиці 2.1.

Мінімальна твір N * (R +1) = 172.6 відповідає флегмового числа

R = 5.4; N = 27.

Середні масові витрати (навантаження) по рідини для верхньої та нижньої частин колони визначають із співвідношень:

; (2.6)

. (2.7)

М _F = 88 * 0.45 +92 * (1-0.45) = 90.2 кг / кмоль.

Мольну масу дистиляту в даному випадку можна прийняти рівною мольної масі легколетучего компонента - діоксану.

;

. (2.8)

; (2.9)

. (2.10)

= (0.9 +0.45) / 2 = 0.675 кмоль / кмоль суміші;

= (0.45 +0.08) / 2 = 0.265 кмоль / кмоль суміші.

Тоді

= 88 * 0.675 +92 * (1-0.675) = 89.3 кг / кмоль;

= 88 * 0.45 +92 * (1-0.45) = 90.94 кг / кмоль.

Підставимо розраховані величини в рівняння (2.6) і (2.7), отримаємо:

L _В = 0.278 * 5.4 * 89.3/88 = 1.52 кг / с;

L _Н = 0.278 * 5.4 * 90.94/88 +0.628 * 90.94/90, 94 = 2.18 кг / с.

Середні масові потоки пари у верхній і нижній частинах колони відповідно рівні:

;

. (2.11)

;

. (2.12)

; (2.13)

. (2.14)

= 0.9 кмоль / кмоль суміші;

= 0.52 кмоль / кмоль суміші;

= 0.08 кмоль / кмоль суміші, (Малюнок 1).

Підставимо отримані значення у формули (2.13) і (2.14), отримаємо:

= (0.9 +0.52) / 2 = 0.71 кмоль / кмоль суміші;

= (0.52 +0.08) / 2 = 0.3 кмоль / кмоль суміші.

Тоді

= 88 * 0.71 +92 * (1-0.71) = 89.16 кг / кмоль;

= 88 * 0.3 +92 * (1-0.3) = 90.8 кг / кмоль.

Підставивши чисельні значення в рівняння (2.11), отримаємо:

G _В = 0.278 * (5.4 +1) * 89.16/88 = 1.8 кг / с;

G _Н = 0.278 * (5.4 +1) * 90.8/88 = 1.84 кг / с.

2.2 Швидкість пари і діаметр колони [3]

Для подальшого розрахунку необхідно вибрати тип ректифікаційної колони. Так як число теоретичних ступенів зміни концентрацій одно 27-ми розрахуємо тарілчастий колону. Враховуючи найважливіші свідчення ректифікації, склад суміші, що розділяється, а також те, що процес йде при тиску 600 мм.рт.ст, зробимо розрахунок ректифікаційної колони з сітчатие тарілками.

Робочу швидкість газу для сітчатие тарілок можна розрахувати за рівнянням:

, (2.15)

Знайдемо щільності пара і при середніх температурах t _В і t _Н. Середні температури парів визначимо по діаграмі t - x, y (Малюнок Б.4) за середніми складам фаз: t _В = 94.5 ⁰ С; t _Н = 97.4 ⁰ С.

;

. (2.16)

кг / м ^3;

кг / м ^3.

Щільність фізичних сумішей рідин підкоряється закону адитивності:

ρ см = ρ 1 * xоб + ρ 2 (1-xоб) (2.17)

Знайдемо щільності рідини , при середніх температурах t _В і t _Н. Середні температури рідини визначимо по діаграмі t - x, y (Малюнок Б.4) за середніми складам фаз: t _В = 94.4 ⁰ С; t _Н = 97.9 ⁰ С.

ρ _д ^{10 0 º} = 797 кг / м ^3; ρ _д ^{94.4 º} = 797 + [(811-797) / 10] * 5.6 = 804.8 кг / м ^3;

ρ _д ^{90 º} = 811 кг / м ^3; ρ _д ^{97.9 º} = 797 + [(811-797) / 10] * 2.1 = 799.9 кг / м ^3;

ρ _т ^{80 º} = 808 кг / м ^3; ρ _т ^{94.4 º} = 788 + [(808-788) / 20] * 5.6 = 793.6 кг / м ^3,

ρ _т ^{100 º} = 788 кг / м ^3; ρ _т ^{97.9 º} = 788 + [(808-788) / 20] * 2.1 = 790.1 кг / м ^3. [4]

Об'ємну частку компонента в суміші розраховують за рівнянням:

; (2.18)

де . (2.19)

м ^3; м ^3;

м ^3; м ^3.

За розрахованими значеннями тепер можна розрахувати об'ємну частку компонентів суміші у верхній і нижній частинах колони:

; м ^3;

м ^3.

Підставимо чисельні значення у формулу (2.17):

ρ _см.в = 804.8 * 0.485 +793.6 (1-0.485) = 799 кг / м ^3;

ρ _СМ.Н = 799.9 * 0.488 +790.1 (1-0488) = 794.9 кг / м ^3.

Допустима швидкість у верхній і нижній частинах колони відповідно рівні:

м / с;

м / с.

Орієнтовний діаметр колони визначаємо з рівняння витрати (2.20):

; м;

м.

Незважаючи на різницю у розрахованих діаметрах зміцнювальної і вичерпної частин колони (внаслідок відмінності швидкостей і витрат парів) виготовляють колону єдиного діаметру, рівного більшого з розрахованих.

Виберемо стандартний діаметр обичайки d = 1.0 м, [3] однаковим для обох частин колони. При цьому робоча швидкість пара буде дорівнює:

ω = 0.818 * (0.975/1.0) = 0.78 м / с.

За [3] для колони діаметром 1000 мм вибираю сітчатие однопоточному тарілку ТЗ з наступними конструктивними розмірами:

Діаметр отворів в тарілці d ₀ 5 мм

Крок між отворами t 15 мм

Вільне перетин тарілки F _c 18.8%

Висота переливного порога h _пер 30 мм

Ширина переливного порога b 800 мм

Робочий перетин тарілки S _т 0.713 м ²

Швидкість пари в робочому перетині тарілки знайдемо за формулою:

ω _т = ω * 0.785 * d ² / S _т; (2.21)

ω _т = 0.78 * 0.785 * 1.0 ² / 0.713 = 0.86 м / с.

2.3 Висота світлого шару рідини на тарілці і паровміст барботажного шару [3]

Висоту світлого шару рідини h ₀ для сітчатие тарілок знайдемо з рівняння:

h ₀ = 0.787 * q ^0.2 * h _пер ^0.56 * ω _т ^m [1 - 0.31 exp (- 0 / 11 * μ _x)] * (σ _x / σ _в) ^0.09. (2.22)

m = 0.05 - 4.6 * h _пер;

m = 0.05 - 4.6 * 0.03 = - 0.088.

В'язкість рідких сумішей знаходимо з рівняння:

. (2.23)

Знайдемо , при середніх температурах t _В і t _Н. Середні температури рідини визначимо по діаграмі t - x, y (Малюнок Б.4) за середніми складам фаз: t _В = 94.4 ⁰ С; t _Н = 97.9 ⁰ С.

μ _Чху ^{100 º} = 0.208 мПа * с; μ _д ^{94.4 º} = 0.208 + [(0.226-0.208) / 10] * 5.6 = 0.218 мПа * с;

μ _Чху ^{90 º} = 0.226 мПа * с; μ _д ^{97.9 º} = 0.208 + [(0.226-0.208) / 10] * 2.1 = 0.212 мПа * с;

μ _т ^{100 º} = 0.271 мПа * с; μ _т ^{92 º} = 0.271 + [(0.319-0.271) / 20] * 5.6 = 0.284 мПа * с,

μ _т ^{80 º} = 0.319 мПа * с; μ _т ^{107 º} = 0.271 + [(0.319-0.271) / 20] * 2.1 = 0.276 мПа * с. [4]

Отримані величини підставляємо у формулу (2.23):

= 0.675 * lg 0.218 + (1-0.675) * lg 0.284;

= 0.24 мПа * с;

= 0.265 * lg 0.212 + (1-0.265) * lg 0.276;

= 0.26 мПа * с.

Поверхневі натягу води визначимо виходячи із залежності від середньої температури в колоні:

σ _У ^{100 º} = 58.9 * 10 ^-3 Н / м;

σ _У ^{80 º} = 62.6 * 10 ^-3 Н / м;

σ _У ^{94.4 º} = 58.9 * 10 ^-3 + [(62.6-58.9) * 10 ^-3 / 20] * 5.6 = 59.9 * 10 ^-3 Н / м,

σ _У ^{97.9 º} = 58.9 * 10 ^-3 + [(62.6-58.9) * 10 ^-3 / 20] * 2.1 = 59.3 * 10 ^-3 Н / м.

Тепер знайдемо поверхневі натягу для поділюваних рідин:

σ _д ^{100 º} = 17.3 * 10 ^-3 Н / м;

σ _д ^{80 º} = 19.6 * 10 ^-3 Н / м;

σ _д ^{94.4 º} = 17.3 * 10 ^-3 + [(19.6-17.3) * 10 ^-3 / 20] * 5.6 = 17.9 * 10 ^-3 Н / м;

σ _д ^{97.9 º} = 17.3 * 10 ^-3 + [(19.6-17.3) * 10 ^-3 / 20] * 2.1 = 17.5 * 10 ^-3 Н / м;

σ _т ^{100 º} = 19.4 * 10 ^-3 Н / м;

σ _т ^{80 º} = 21.5 * 10 ^-3 Н / м;

σ _т ^{94.4 º} = 19.4 * 10 ^-3 + [(21.5-19.4) * 10 ^-3 / 20] * 5.6 = 20 * 10 ^-3 Н / м;

σ _т ^{97.9 º} = 19.4 * 10 ^-3 + [(21.5-19.4) 10 ^-3 / 20] * 2.1 = 19.6 Н / м.

Тепер знаходимо середнє поверхневий натяг:

σ _х ^{94.4 º} = (17.9 +20) * 10 ^-3 / 2 = 18.95 * 10 ^-3 Н / м

σ _х ^{97.9 º} = (17.5 +19.6) * 10 ^-3 / 2 = 18.55 * 10 ^-3 Н / м.

Таким чином, для верхньої та нижньої частин колони:

h _0В = 0.787 * (2.378/799 * 0.8) ^0.2 * 0.03 ^0.56 * 0.86 ^{- 0.088} * [1 - 0.31 exp (-

-0.11 * 0.24)] * (18.95 * 10 ^-3 / 59.9 * 10 ^{-3) 0.09} = 0.0074 м.

Для нижньої частини колони:

h _0Н = 0.787 * (2.18/794.9 * 0.8) ^0.2 * 0.03 ^0.56 * 0.86 ^{- 0 / 088} [1 - 0.31 exp (-

- 0.11 * 0.26)] * (18.55 * 10 ^-3 / 59.3 * 10 ^{-3) 0.09} = 0.0079 м.

Паровміст барботажного шару знайдемо за формулою:

ε = . (2.24)

Критерій Фруда визначимо за рівнянням:

Fr = ω ² _т / (g * h ₀₎ (2.25)

Fr _В = 0.86 ² / (9.81 * 0.0074) = 10.19;

Fr _Н = 0.86 ² / (9.81 * 0.0079) = 9.54.

Підставимо знайдені значення у формулу (2.24):

ε _В = ;

ε _{Н = .}

2.4 Коефіцієнти молекулярної дифузії в рідкій і паровій фазах [3]

Коефіцієнт дифузії в рідині D _X при середній температурі t ^(о С) дорівнює:

. (2.26)

Коефіцієнт дифузії в рідині D _{X 20} при 20 ^о С обчислюємо за формулою:

. (2.27)

Для суміші, що розділяється

μ _х.в ^{20 º} = 0.485 мПа * с; μ _г.н ^{20 º} 0.534 мПа * с;

ρ _см.в ^{20 º} = 883 кг / м ^3; ρ _СМ.Н ^{20 º} = 883.1 кг / м ^3.

Підставивши чисельні значення у формулу (2.27), отримаємо:

м ² / с;

м ² / с.

Температурний коефіцієнт у визначаємо за формулою:

в = . (2.28)

в _В = ;

в _В = .

Підставляємо розраховані величини в формулу (2.26):

D _ХВ = 2.18 * * [1 +0.0145 * (94.4-20)] = 4.53 * м ² / с;

D _ХН = 2.08 * * [1 +0.0152 * (97.9-20)] = 4.54 * м ² / с.

Коефіцієнт дифузії в паровій фазі може бути обчислений за рівнянням

. (2.29)

м ² / с.

м ² / с.

2.5 Коефіцієнти массопередачи і висота колони [3]

Розрахувавши коефіцієнти молекулярної дифузії в рідкій і паровій фазах, обчислимо коефіцієнти массоотдачи за формулами:

Для рідкої фази

β _xf = 6.24 * 10 ⁵ * D _x ^0.5 * (U / 1 - ε) ^0.5 * h ₀ * (μ _Y / μ _X + μ _Y) ^0.5; (2.30)

Для парової фази

β _yf = 6.24 * 10 ⁵ * F _c * D _Y ^0.5 * (ω _т / ε) ^0.5 * h ₀ * (μ _Y / μ _X + μ _Y) ^0.5. (2.31)

Підставимо чисельні значення в рівняння (2.29), (2.30), і знайдемо коефіцієнти массоотдачи в паровій і рідкій фазах для верхньої та нижньої частин колони:

Щільність зрошення і в'язкість парів для зміцнювальної і вичерпної частин колони відповідно рівні: U в = 0.00242 м ³ / м ² * с; U н = 0.00349 м ³ / м ² * с; μ _{y. В} = 0.0338 мПа * с; μ _{y . н} = 0.0344 мПа * с.

Для верхньої частини колони

β ^в _xf = 6.24 * 10 ⁵ * (4.53 * 10 ^{-8) 0.5} * (2.42 * 10 ^-3 / 1 - 0,76) ^0.5 * 0,0074 * * (0,0338 / (0,24 + 0,034)) ^0.5 = 0.0037 м / с;

β ^в _yf = 6.24 * 10 ⁵ * 0.188 * (5.76 * 10 ^{-6) 0.5} * (0.78/0.76) ^0.5 * 0.0074 * * (0.0338 / (0.0344 + 0.0338)) ^0.5 = 1.61м / с.

Аналогічно для нижньої частини колони отримуємо

β ^Н _xf = 0.095 м / с;

β ^Н _yf = 1.72 м / с.

Перерахуємо коефіцієнти массоотдачи на кмоль / (м ² * с) за формулами:

Для верхньої частини колони

β _xf = 0.0037 * (799/89.3) = 0.033 кмоль / (м ² * с);

β _yf = 1.61 * (2.96/89.16) = 0.053 кмоль / (м ² * с).

для нижньої частини колони

β _xf = 0.095 * (794.9/90.94) = 0.83 кмоль / (м ² * с);

β _yf = 1.72 * (2.99/90.8) = 0.057 кмоль / (м ² * с).

Визначимо координати однієї точки кінетичної лінії.

Нехай x = 0.6. Коефіцієнт розподілу компонента по фазах m = 0.82.

Коефіцієнт массопередачи обчислимо за формулою:

До _yf = 1 / (1 ​​/ β _yf + m / β _xf); (2.32)

До _yf = 1 / (1/0.053 + 0.82/0.033) = 0.0229 кмоль / (м ² * с).

Загальне число одиниць переносу n _{0 y} на тарілку знайдемо з рівняння:

n _{0 y} = K _yf * M '/ (ω _т * ρ _y); (2.33)

n _{0 y} = 0.0229 * 89.16 / (0.78 * 2.96) = 0.88

Визначимо локальну ефективність за рівнянням:

Е _y = 1 - e ^{- n} _{0 y;} (2.34)

Е _y = 1 - е ^{- 0.88} = 0.52.

Фактор массопередачи λ дорівнює:

λ = m * (R +1) / R (2.35)

λ = 0.65 * 3.25/3.25 = 0.68.

Частку байпасірующей рідини θ приймемо рівної 0.1 [3].

Число осередків повного перемішування S знайдемо як відношення довжини шляху рідини на тарілці l _т до довжини l. Величину l _т розрахуємо за формулою:

l _т = ; (2.36)

l _т = м.

Тоді число осередків повного перемішування одно: S = 0.6/0.35 = 1.7 ≈ 2.

Відносний винесення рідини е в тарілчастих колонах визначається швидкістю пара, висотою сепарації простору, фізичними властивостями рідини і пара і є функцією комплексу ω _т / (m Н _с).

Коефіцієнт m, що враховує вплив на винесення фізичних властивостей рідини і пари, визначимо за рівнянням:

m = 1.15 * 10 ^-3 * (σ _x / ρ _y) ^0.295 * (ρ _x - ρ _y / μ _y) ^0.425; (2.37)

m = 1.15 * 10 ^-3 * (18.95 * 10 ^-3 / 2.96) ^0.295 * (799 - 2.96 / 0,034 * 10 ^-3) = 0.58.

Висоту сепарації простору визначимо як відстань між верхнім рівнем барботажного шару і площиною тарілки, розташованої вище:

H _c = H - h _п; (2.38)

h _п = h ₀ / (1 ​​- ε); (2.39)

h _п = 0.0074 / (1 ​​- 0.76) = 0.031 м;

H _c = 0.4 - 0.031 = 0.369 м.

Розрахуємо розмірність комплексу ω _т / (m Н _с):

ω _т / (m Н _з) = 0.78 / (0.82 * 0.369) = 2.6.

При такому значенні комплексу ω _т / (m Н _с) винесення е = 0.08 кг / кг.

Розрахуємо загальну ефективність тарілки по Мерфі:

В = ; (2.40)

_{Е''М y} = (2.41)

E _'My = ; (2.42)

E _My = ; (2.43)

Підставимо чисельні значення у формули (2.40) - (2.43) і визначимо коефіцієнт корисної дії по Мерфі Е _{М y:}

В =

_E''My =

E _'My =

E _My =

Визначивши ефективність по Мерфі, знайдемо концентрацію низько - киплячого компонента в парі на виході з тарілки y _к по рівнянню:

Е _{М y} = (y _к - y _н) / (y * - y _н); (2.44)

Підставивши чисельні значення, отримаємо:

y _к = 0.645 +0.64 (0.67 - 0.645) = 0.66.

Аналогічним чином підраховані значення y _к для інших складів рідини. Результати розрахунку параметрів, необхідних для побудови кінетичної лінії, наведені в таблиці 2.2.

Таблиця 2.2

За отриманими точкам проводимо кінетичну лінію. Побудовою ступенів між кінетичної і робочої лініями визначимо число дійсних тарілок для верхньої N _В і нижньої N _Н частин колони. (Малюнок Б.5)

Загальна кількість дійсних тарілок

N = N _В + N _Н;

N = 36 +36 = 72.

Висоту тарельчатой ​​ректифікаційної колони визначимо за формулою:

H _К = (N - 1) * h + z _В + z _Н; (2.45)

h = 0.3 м;

z _В = 0.6 м;

z _Н = 1.5 м, [3].

H _К = (72 - 1) * 0.3 +0.6 +1.5 = 23.4 м.

2.6 Гідравлічний опір тарілок колони [3]

Гідравлічний опір колони Р _До знаходимо з рівняння:

Р _К = Δ Р _В * N _В + Δ Р _Н * N _Н. (2.46)

Гідравлічний опір сухої сітчатие тарілки Р _С розраховуємо за рівнянням:

Р _С = ξ * ω ² * ρ _y / (2 * F _C ^2). (2.47)

Приймемо ξ = 1. 5

Δ Р _з = 1,5 * 0.78 ² * 2.96 / (2 * 0,136 ²⁾ = 73 Па.

Гідравлічний опір газорідинного шару на тарілках різному для верхньої і нижньої частин колони:

Δ Р _{п в} = gρ _{x в} h _{0 в} = 9,81 * 799 * 0,0074 = 55 Па; (2.48)

Δ Р _{п н} = gρ _{x н} h _{0 н} = 9,81 * 794.9 * 0,0079 = 62 Па. (2.49)

Гідравлічний опір, обумовлене силами поверхневого натягу, так само:

Δ Р _σ = 4σ / d _е, (2.50)

Δ Р _{σ в} = = 15.16 Па;

Δ Р _{σ н} = = 14.84 Па.

Тоді повний опір однієї тарілки верхньої і нижньої частин колони одно:

Δ Р _в = 73 +55 +15.16 = 143.12 Па;

Δ Р _н = 73 +62 +14.84 = 149.84 Па.

Повне гідравлічний опір ректифікаційної колони одно:

Δ Р _к = 143.12 * 36 +149.84 * 36 = 10548 Па.

2.7 Тепловий розрахунок установки [4]

2.7.1 Витрата теплоти

2.7.1.1 Витрата теплоти, що віддається охолоджуючої воді в дефлегматори-конденсаторі

. (2.51)

. (2.52)

r _д ^{94.4 °} = 359.78 * 10 ³ Дж / ​​кг; r _т ^{94.4 °} = 320.18 * 10 ³ Дж / ​​кг. [4]

кДж / кг.

Вт

Поверхня тепловіддачі в дефлегматори-конденсаторі визначаємо з основного рівняння тепловіддачі:

. (2.53)

= 750 Вт / (м ² * К)

Середню різницю температур потоків визначимо як среднелогаріфміческую між більшою і меншою різницями температур теплоносіїв на кінцях апарату:

. (2.54)

; .

.

Тоді з рівняння (2.53):

м ^2.

Стандартний дефлегматор-конденсатор:

Діаметр кожуха, 400 мм

Діаметр труб, 20 × 2 мм

Загальна кількість труб, 181

Довжина труб, 2 м

2.7.1.2 Витрата теплоти, одержуваної в кубі-випарнику від пари, що гріє

. (2.55)

= 0.03 *

, , - Узяті відповідно при = 94 ⁰ С, = 103 ⁰ С, = 96 ⁰ С; температура кипіння вихідної суміші визначена за t - x, y діаграмі (Малюнок Б.4).

з _{D т} = 1.84 кДж / (кг * К); c _{F т} = 1.84 кДж / (кг * К); c _{W т} = 1.89 кДж / (кг * К);

c _{D д} = 2.27 кДж / (кг * К); з _{F д} = 2.28 кДж / (кг * К); з _{W д} = 2.30 кДж / (кг * К), [4]

з = з _д * x + c _т * (1 - x); (2.56)

= 2.27 * 10 ³ * 0.9 +1.84 * 10 ³ * (1-0.9) = 2.23 * 10 ³ Дж / ​​(кг * К);

= 2.30 * 10 ³ * 0.08 +1.89 * 10 ³ * (1-0.08) = 1.92 * 10 ³ Дж / ​​(кг * К);

= 2.28 * 10 ³ * 0.45 +1.84 * 10 ³ * (1-0.45) = 2.04 * 10 ³ Дж / ​​(кг * К).

Підставивши чисельні значення у формулу (2.54), отримаємо:

= 655495.6 Вт

Поверхня тепловіддачі в кубі-випарнику знаходимо:

. (2.57)

= 340 Вт / (м ² * К).

.

м ^2.

Стандартні розміри куба-випарника:

Діаметр кожуха, 400 мм

Діаметр труб, 25 × 2 мм

Загальна кількість труб, 111

Довжина труб, 4 м.

2.7.1.3 Витрата теплоти в паровому подогревателе вихідної суміші

. (2.58)

t _СР = (20 +96) / 2 = 58 ⁰ С.

з _д ⁵⁸ = 2.16 кДж / (кг * К); з _т ⁵⁸ = 1.76 кДж / (кг * К), [4].

Підставимо числові значення у формулу (2.56):

= 2.16 * 10 ³ * 0.45 + (1-0.45) * 1.76 * 10 ³ = 1.94 * 10 ³ Дж / ​​кг.

З рівняння (2.58) отримаємо:

Вт

Поверхня тепловіддачі в паровому подогревателе вихідної суміші:

. (2.59)

= 230 Вт / (м ² * К).

;

Підставивши чисельні значення у формулу (2.59), отримаємо:

.

м ^2.

Стандартні розміри парового підігрівача вихідної суміші:

Діаметр кожуха, 273мм

Діаметр труб, 25 × 2 мм

Загальна кількість труб, 37

Довжина труб, 1.5 м

2.7.1.4 Витрата теплоти, що віддається охолоджуючої воді у водяному холодильнику дистиляту

. (2.60)

t _СР = (20 +94) / 2 = 57 ⁰ С.

з _д ⁵⁷ = 2.14 кДж / (кг * К); з _т ⁵⁷ = 1.75 кДж / (кг * К), [4].

За формулою (2.56):

= 2.14 * 10 ³ * 0.9 + (1-0.9) * 1.75 * 10 ³ = 2100 Дж / ​​(кг * К).

Підставляємо значення у формулу (2.60):

Вт

Поверхня тепловіддачі у водяному холодильнику дистиляту:

. (2.61)

= 240 Вт / (м ² * К).

; .

Підставивши чисельні значення у формулу (2.54), отримаємо:

.

м ^2.

Стандартні розміри водяного холодильника дистиляту:

Діаметр кожуха, 325 мм

Діаметр труб, 20 × 2 мм

Загальна кількість труб, 90

Довжина труб, 1.5 м

2.7.1.5 Витрата теплоти, що віддається охолоджуючої воді у водяному холодильнику кубового залишку

. (2.62)

t _СР = (20 +103) / 2 = 61.5 ⁰ С.

з _д ^61.5 = 2.15 кДж / (кг * К); з _т ^61.5 = 1.77кДж / (кг * К), [4].

За формулою (2.56) отримуємо:

= 0.84 * 10 ³ * 0.018 + (1-0.018) * 1.77 * 10 ³ = 1.75 * 10 ³ Дж / ​​кг.

Підставляємо значення у формулу (2.62):

Вт

Поверхня тепловіддачі у водяному холодильнику кубового залишку:

. (2.63)

= 240 Вт / (м ² * К).

; .

Підставивши чисельні значення у формулу (2.54), отримаємо:

.

м ^2.

Стандартні розміри водяного холодильника дистиляту:

Діаметр кожуха, 273 мм

Діаметр труб, 25 × 2 мм

Загальна кількість труб, 37

Довжина труб, 3 м.

2.7.2 Витрата пари, що гріє

Витрата пари, що гріє знаходимо при тиску Р _абс = 6 кгс / см ² і вологості 5%.

У кубі-випарнику:

. (2.64)

= 2095 * 10 ³ Дж / ​​кг, [4].

кг / с;

У подогревателе вихідної суміші:

. (2.65)

кг / с.

Загальний витрата пари, що гріє:

кг / с або 1.28 т / ч.

2.7.3 Витрата охолоджуючої води

У дефлегматори:

. (2.66)

= 4190 Дж / ​​(кг * К), [4].

= 1000 кг / м ^3, [4].

м ³ / с.

У водяному холодильнику дистиляту:

. (2.67)

м ³ / с.

У водяному холодильнику кубового залишку:

. (2.68)

м ³ / с.

Загальна витрата води:

м ³ / с або 29.16 м ³ / ч.

2.8 Розрахунок штуцерів

Розрахунок штуцерів зводиться до визначення діаметра штуцера по рівнянню:

. (2.69)

Для рідини приймаємо = 1.5м / с, для пари - = 15м / с.

2.8.1 Штуцер для введення вихідної суміші

. (2.70)

при температурі = 96 ⁰ С (Малюнок Б.4).

= 802.6 кг / м ^3; = 792 кг / м ^3.

розраховуємо за формулою:

. (2.75)

;

кг / м ^3.

Підставимо обчислені значення у формулу (2.70):

м.

Стандартний діаметр штуцера = 50 мм.

2.8.2 Штуцер для виведення парів дистиляту

. (2.71)

при температурі = 94 ⁰ С (Малюнок Б.4).

. (2.72)

R = G _R / G _D;

G _R = R * G _D. (2.73)

G _R = 5.4 * 0.278 = 1.5 кг / с; G _V = 0.278 +1.5 = 1.778 кг / с.

. (2.74)

. (2.75)

М _D = 88 * 0.9 +92 * 0.1 = 88.4 кг / кмоль.

кг / м ^3.

Підставимо обчислені значення у формулу (2.71):

м.

Стандартний діаметр штуцера = 250 мм.

2.8.3 Штуцер для введення флегми

. (2.76)

при температурі = 94 ⁰ С (ріс.Б.4).

= 805.4 кг / м ^3; = 794кг / м ^3.

розраховуємо за формулою:

. (2.77)

; = 804.2 кг / м ^3.

Підставимо обчислені значення у формулу (2.76):

м.

Стандартний діаметр штуцера = 40 мм.

2.8.4 Штуцер для виведення кубового залишку

. (2.78)

при температурі = 103 ⁰ С (Малюнок Б.4).

. (2.79)

. (2.80)

; (2.81)

; ; = 7.66 * 0.278 = 2.13 кг / с.

= 790.8 кг / м ^3; = 780.3кг / м ^3.

розраховуємо за формулою:

. (2.82)

; = 781.3 кг / м ^3.

Підставимо обчислені значення у формулу (2.78):

м.

Стандартний діаметр штуцера = 50 мм.

2.8.5 Штуцер для введення парів кубового залишку

. (2.83)

при температурі = 103 ⁰ С (Малюнок Б.4).

= G _W + G _V; (2.84)

G _V = - G _W; G _V = 2.13-0.35 = 1.78 кг / с.

. (2.85)

. (2.86)

М _W = 88 * 0.08 +92 * 0.92 = 91.7 кг / кмоль.

кг / м ^3.

Підставимо обчислені значення у формулу (2.83):

м.

Стандартний діаметр штуцера = 250 мм.

2.9 Вибір конструкційного матеріалу [7]

Апарат призначений для розділення суміші діоксану - толуол. Середа в апараті токсична, корозійна. Тип тарілок - сітчатие, в кількості 72 шт. Температура середовища в кубі до 103 ° С. Виходячи з цих характеристик колони матеріал тарілок і частин колони, дотичних з розділяються рідинами або їх порами виготовимо зі сталі Х18Н9ТЛ ГОСТ 2176 - 57, інші складальні одиниці і деталі з - Ст. 3 ГОСТ 380 - 71.

Висновок

У процесі проведеної роботи була розрахована ректифікаційна установка для розділення суміші діоксану-толуол. Були підібрані і розраховані параметри додаткових апаратів, обраний тип колони - тарілчаста і відповідно до цього сітчатие тарілки марки ТЗ. Відповідно з основними параметрами процесу був обраний конструкційний матеріал ректифікаційної установки. Був розрахований теплової і матеріальний баланс установки.

Список використаних джерел

1.Касаткін А.Г. Основні процеси та апарати хімічної технології. 9-е изд., Перераб. і доп. - М.: Хімія, 1973. - 754 с.

2.Коган В.Б., Фрідман В.М., Кафаров В.В. Рівновага між рідиною і парою. Кн. 1-2. - М.-Л.: Наука, 1966. - 640-786 с.

3.Основні процеси і апарати хімічної технології: Посібник з проектування. 2-е вид. / Под ред. Ю.І. Дитнерского. - М.: Хімія, 1991. 494 с.

4.Павлов К.Ф., Романків П.Г., Носков А.А. Приклади і задачі за курсом процесів і апаратів хімічної технології. 10-е изд., Перераб. і доп. - Л.: Хімія, 1987. - 576 с.

5.Справочнік хіміка. Т.1. М.-Л.: Госхіміздат, 1963. - 1071 с.

6.Тімонін А.С. Основи конструювання і розрахунку хіміко-технологічного та природоохоронного устаткування: Довідник в 3-х томах. Вид. 2-е, перероб. і доп. - Калуга: Вид-во М. Бочкарьової, 2002.

7. Александров І. А. Ректифікаційні та абсорбційні апарати. 3-тє вид. - М.: Хімія, 1978. - 280 с.

8. Лащинський А.А., Толчинський А.Р. Основи конструювання і розрахунку хімічної апаратури. Л.: Машинобудування, 1970. - 752 с.

Додаток

Таблиця 1. [2] Рівноважний склад рідини і пари для системи діоксан-толуол при Р _абс = 600 мм рт ст