Дипломная работа: Проект ректификационной установки непрерывного действия для разделения смеси метиловый - этиловый спирт

Федеральное агентство по образованию

ГОУ ВПО «Сибирский государственный технологический университет»

Факультет: Химических технологий

Кафедра: Промышленной экологии,

Процессов и аппаратов химических производств

Дипломная работа

Проект ректификационной установки непрерывного действия для разделения смеси метиловый- этиловый спирт

(ПЭ ПАХП.000000.122.ПЗ)

Руководитель: А.А. Атаманов

Разработал: студент гр. 64-1 IV курса

Т.А. Эйхо

Красноярск, 2008

Содержание

Реферат

Введение

1. Расчет колонны

1.1 Материальный баланс

1.2 Расчет диаметра колонны

1.3 Определим высоту колонны

2. Гидравлический расчет колонны

3. Тепловой расчет ректификационной колонны

3.1 Расчет тепловой изоляции колонны

4. Расчет вспомогательного оборудования

4.1 Расчет кипятильника

4.2 Расчет дефлегматора

4.3 Расчет холодильника для дистиллята

4.4 Расчет холодильника для кубового остатка

4.5 Расчет подогревателя

Заключение

Список использованной литературы

Приложения

метиловый этиловый спирт ректификационная колона

Реферат

В курсовом проекте приведены результаты расчета ректификационной колоны непрерывного действия, предназначенной для разделения бинарной смеси метиловый спирт – этиловый спирт.

Курсовой проект содержит расчетно-пояснительную записку из 44 страниц текста, 4 таблиц, 2 рисунков, 5 литературных источников и графическую часть из 2 листов формата А1.

Введение

Ректификация - массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки), аналогичными используемыми 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.

Целью расчета массообменного аппарата является определение конструктивных размеров, т.е. высоты и диаметра колонны, гидромеханических и экономических показателей ее работы.

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.

Простая перегонка.

Фракционная перегонка. Перегонку проводят путем постепенного испарения жидкости, находящейся в перегонном кубе. Образующиеся пары отводятся и конденсируются. Процесс осуществляют периодическим или непрерывным способом.

Если простая перегонка проводится периодически, то в ходе отгонки НК содержание его в кубовой жидкости уменьшается. Вместе с тем, изменяется во времени и состав дистиллята, который обедняется НК по мере протекания процесса. В связи с этим отбирают несколько фракций дистиллята, имеющих различный состав. Простая перегонка, проводимая с получением конечного продукта разного состава, называется фракционной, или дробной, перегонкой.

Процессы ректификации осуществляются периодически или непрерывно при различных давлениях: при атмосферном давлении, под вакуумом (для разделения смесей высококипящих веществ), а также под давлением больше атмосферного (для разделения смесей, являющихся газообразными при нормальных температурах).

Непрерывно действующие установки. Ректификационная колонна имеет цилиндрический корпус, внутри которого установлены контактные устройства в виде тарелок или насадки. Снизу вверх по колонне движутся пары, поступающие в нижнюю часть аппарата из кипятильника, который находится вне колонны, т. е. является выносным, либо размещается непосредственно под колонной. Следовательно, с помощью кипятильника создается восходящий поток пара.

Влияние агрегатного состояния и температуры исходной смеси на работу колонны.

При выборе оптимальных условий работы ректификационной установки необходимо учитывать расход тепла и основные параметры (температуру и давление) теплоносителей — греющего пара и охлаждающей воды, а также требуемые размеры, как самой колонны, так и соединенных с ней теплообменных аппаратов (кипятильника, нагревателя исходной смеси, дефлегматора и холодильника паров). Все эти факторы взаимосвязаны и зависят, в частности, от температуры и агрегатного состояния подаваемой на разделение смеси.

Исходная смесь может поступать в колонну не только в жидком, но и в парообразном состоянии или в виде смеси жидкости и пара. При прочих равных условиях — заданны составах дистиллята уD и остатка xW, давлении Р в колонне и др. — подвод тепла в колонну минимален в случае подачи в нее жидкой исходной смеси, предварительно нагретой до температуры кипения tK на питающей тарелке.

Кипятильник, или куб предназначен для превращения в пар части жидкости, стекающей из колонны, и подвода пара в ее нижнюю часть (под насадку или нижнюю тарелку). Кипятильники имеют поверхность нагрева в виде змеевика или представляют собой кожухотрубчатый теплообменник, встроенный в нижнюю часть колонны. Более удобны для ремонта и замены выносные кипятильники, которые устанавливают ниже колонны с тем, чтобы обеспечить естественную циркуляцию жидкости.

В периодически действующих колоннах куб является не только испарителем, но и емкостью для исходной смеси. Поэтому объем куба должен быть в 1,3—1,6 раза больше его единовременной загрузки (на одну операцию). Обогрев кипятильников наиболее часто производится водяным насыщенным паром.

Дефлегматор, предназначенный для конденсации паров и подачи орошения (флегмы) в колонну, представляет собой кожухотрубчатый теплообменник, в межтрубном пространстве которого обычно конденсируются пары, а в трубах движется охлаждающий агент (вода). Однако вопрос о направлении конденсирующихся паров и охлаждающего агента внутрь или снаружи труб следует решать в каждом конкретном случае, учитывая желательность повышения коэффициента теплопередачи и удобство очистки поверхности теплообмена.

Расчет колпачковой тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия

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 насадок.

При выборе колпачков, клапанов, насадок для аппаратов руководствуются рядом соображений

Принципиальная технологическая схема и ее описание

Рисунок 1 – Схема непрерывно действующей ректификационной установки.

Непрерывно действующие установки. Ректификационная колонна имеет цилиндрический корпус, внутри которого установлены контактные устройства в виде тарелок или насадки. Снизу вверх по колонне движутся пары, поступающие в нижнюю часть аппарата из кипятильника, который находится вне колонны, т. е. является выносным, либо размещается непосредственно под колонной. Следовательно, с помощью кипятильника создается восходящий поток пара.

Пары проходят через слой жидкости на нижней тарелке, которую будем считать первой, ведя нумерацию тарелок условно снизу вверх.

Пусть концентрация жидкости на первой тарелке равна х1 (по низкокипящему компоненту), а ее температура t1. В результате взаимодействия между жидкостью и паром, имеющим более высокую температуру, жидкость частично испаряется, причем в пар переходит преимущественно НК. Поэтому на следующую (вторую) тарелку поступает пар с содержанием НК у1>х1.

Испарение жидкости на тарелке происходит за счет тепла конденсации пара. Из пара конденсируется и переходит в жидкость преимущественно ВК, содержание которого в поступающем на тарелку паре выше равновесного с составом жидкости на тарелке. При равенстве теплот испарения компонентов бинарной смеси для испарения 1 моль НК необходимо сконденсировать 1 моль ВК, т. е. фазы на тарелке обмениваются эквимолекулярными количествами компонентов.

На второй тарелке жидкость имеет состав x2 содержит больше НК, чем на первой (х2 > х1), и соответственно кипит при более низкой температуре (t2 < t1). Соприкасаясь с ней, пар состава y1 частично конденсируется, обогащается НК и удаляется на вышерасположенную тарелку, имея состав у2 > x2, и т. д.

Таким образом пар, представляющий собой на выходе из кипятильника почти чистый ВК, по мере движения вверх все более обогащается низкокипящим компонентом и покидает верхнюю тарелку колонны в виде почти чистого НК,

который практически полностью переходит в паровую фазу на пути пара от кипятильника до верха колонны.

Пары конденсируются в дефлегматоре, охлаждаемом водой, и получаемая жидкость разделяется в делителе на дистиллят и флегму, которая направляется на верхнюю тарелку колонны. Следовательно, с помощью дефлегматора в колонне создается нисходящий поток жидкости.

Жидкость, поступающая на орошение колонны (флегма), представляет собой почти чистый НК. Однако, стекая по колонне и взаимодействуя с паром, жидкость все более обогащается ВК, конденсирующимся из пара.

Когда жидкость достигает нижней тарелки, она становится практически чистым ВК и поступает в кипятильник, обогреваемый глухим паром или другим теплоносителем.

На некотором расстоянии от верха колонны к жидкости из дефлегматора присоединяется исходная смесь, которая поступает на так называемую питающую тарелку колонны. Для того чтобы уменьшить тепловую нагрузку кипятильника, исходную смесь обычно предварительно нагревают в подогревателе до температуры кипения жидкости на питающей тарелке.

Питающая тарелка как бы делит колонну на две части, имеющие различное назначение. В верхней части (от питающей до верхней тарелки) должно быть обеспечено, возможно, большее укрепление паров, т. е. обогащение их НК с тем, чтобы в дефлегматор направлялись пары, близкие по составу к чистому НК. Поэтому данная часть колонны называется укрепляющей. В нижней части (от питающей до нижней тарелки) необходимо в максимальной степени удалить из жидкости НК, т. е. исчерпать жидкость для того, чтобы в кипятильник стекала жидкость, близкая по составу к чистому ВК. Соответственно эта часть колонны называется исчерпывающей.

В дефлегматоре могут быть сконденсированы либо все пары, поступающие из колонны, либо только часть их, соответствующая количеству возвращаемой в колонну флегмы. В первом случае часть конденсата, остающаяся после отделения флегмы, представляет собой дистиллят (ректификат), или, верхний продукт, который после охлаждения в холодильнике 6 направляется в сборник дистиллята. Во втором случае несконденсированные в дефлегматоре пары одновременно конденсируются и охлаждаются в холодильнике, который при таком варианте работы служит конденсатором-холодильником дистиллята,

Жидкость, выходящая из низа колонны (близкая по составу ВК), также делится на две части. Одна часть, как указывалось, направляется в кипятильник, а другая — остаток (нижний продукт) после охлаждения водой в холодильнике направляется в сборник

Физико-химические характеристики продукта

Продуктом этой смеси являются метиловый и этиловый спирты.

Метиловый спирт

Молекулярный вес 32 кг/моль

Плотность 792 кг/м³ при 20^оС

Температура кипения 64,509^оС

Бесцветная жидкость

Этиловый спирт

Молекулярный вес 46 кг/моль

Плотность 789 кг/м³ при 20^оС

Температура кипения 76,605^оС

Бесцветная жидкость

Используя опытные данные о равновесии между жидкостью и паром или расчетные. Равновесные данные для указанной бинарной системы при заданном давлении в ректификационной колонне заносят в таблицу 1.

Таблица 1 – Равновесные составы жидкостей (х) и пара (у) в мол % и температуре кипения (t) ºС двойных смесей при атмосферном давлении.

1. Расчет колонны

1.1 Материальный баланс

Материальный баланс всей ректификационной колонны может быть представлен двумя уравнениями: по всему продукту

,

по легколетучему компоненту

,

где х_f, х_D, х_w – молярные составы (мольные доли) низкокипящего компонента (НК) соответственно в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке.

Для дальнейших расчетов необходимо концентрации исходной смеси дистиллята и кубового остатка выразить в массовых долях.

;

;

,

где х_А – мольная доля низкокипящего компонента в жидкости;

М_А – молекулярная масса низкокипящего компонента, кг/кмоль;

М_В – молекулярная масса высококипящего компонента, кг/кмоль.

Молекулярная масса метилового спирта – 32 кг/кмоль, этилового спирта – 46 кг/кмоль.

Массовый расход исходной смеси, кг/с, определим по формуле

 кг/с

Массовый расход кубового остатка, кг/с, определим по формуле

G_w = G_f – G_d = 8,13-1,32=7,81кг/с

По имеющимся данным о равновесии между жидкостью и паром строим изобары температур кипения и конденсации смеси t=f(x,y) (Рисунок 1) и линию равновесия на диаграмме y=f(x) (Рисунок - 1).

Рисунок 1- Зависимость температур кипения и конденсации от состава фаз

Затем рассчитаем минимальное флегмовое число

R_min=( x_d – у^*_f )/( у^*_f – x_f )=( 0.95 - 0.3)/(0.3-0.22) = 8,06

где у^*_f - мольная доля НКК в паре, равновесном с исходной смесью, определяется по диаграмме х-у (рис 2) у^*_f = 0,3

Оптимальное флегмовое число определим из условия получения минимального объема колонны, пропорционального произведению n_T(R+1),где n_T –число ступеней изменения концентрации (теоретическое число тарелок).

Таблица 2- Данные для расчета оптимального флегмового числа

Строим график зависимости n_т(R+1) от R. Находим min точку и опускаем из неё перпендикуляр на ось Х. Эта точка и будет являться оптимальным флегмовым числом. В нашем случае R_опт=9,67.

Рисунок 2 – Определение оптимального флегмового числа.

Уравнение рабочих линий

А) Верхней (укрепляющей) части колонны

Б) Нижней (исчерпывающей) части колонны

1.2 Определение скорости пара и диаметра колонны

Рассчитываем средние концентрации низкокипящего компонента в жидкости:

а) верхней (укрепляющей) части колонны:

;

.

б) нижней (исчерпывающей) части колонны:

;

.

Средние температуры пара определяем по t - x,y (Рисунок 1):

а) при ;

б) при .

Средняя плотность жидкости в колонне:

где: ρ_А,ρ_В – плотности низкокипящего и высококипящего компонентов при средней температуре в колонне, соответственно, кг/м³

а) верхней (укрепляющей) части колонны:

б) нижней (исчерпывающей) части колонны:

Для колоны в целом:

Рассчитываем средние концентрации низкокипящего компонента в паре:

y_F – концентрация низкокипящего компонента в паре на питающей тарелке. Определяется в точке пересечения линий рабочих концентраций, построенных при оптимальном флегмовом числе R=9,67.

y_F=0,29

а) верхней (укрепляющей) части колонны:

.

б) нижней (исчерпывающей) части колонны:

.

Средние температуры пара определяем по t - x,y (рис.4):

а) при ;

б) при.

Средние мольные массы и плотности пара:

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Средняя плотность пара в колонне:

;

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

;

.

Средняя плотность пара в колонне:

;

.

Определяем скорость пара в колонне. Принимаем расстояние между тарелками h = 450 мм. По графику (рис.4,8 стр.69 [2]) находим С = 630.

;

.

где M_D – мольная масса дистиллята.

.

,

Тогда диаметр колонны:

.

По каталогу – справочнику «Колонне аппараты» принимаем D = 2600 мм. Тогда скорость пара в колонне будет:

;

1.3 Определим высоту колонны

Высоту колонны определим графо- аналитическим методом, т.е. последовательно рассчитываем коэффициенты массоотдачи, массопередачи, коэффициенты действия тарелок; строим кинетическую кривую и определяем число действительных тарелок.

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе рассчитывают по формуле:

где - коэффициент диффузии паров в метиловом спирте, рассчитывается по формуле:

- критерий Рейнольдса для паровой фазы

,

где - коэффициент динамической вязкости смеси метилового и этилового спиртов при средней температуре.

Вязкость рассчитывают по формулам:

,

где - мольные массы пара и отдельных компонентов, кг/кмоль; μ_ср.п ,μ_А, μ_В – соответствующие им динамические коэффициенты вязкости:

в верхней части колоны при температуре t=71,4⁰С

μ_Ап= 0,010946 мПа·с, μ_Вп= 0,010047 мПа·с

в нижней части колонны при t=76,8⁰С

μ_Ап= 0,01112 мПа·с, μ_Вп= 0,01022 мПа·с;

y_А, y_В – объемные доли компонентов в паровой смеси.

Тогда:

Рассчитываем коэффициент диффузии паров по формуле:

Критерий Рейнольдса для паровой фазы:

Рассчитав все эти величины, определим и коэффициент массоотдачи в паровой в верхней и нижней частях колонны фазе по уравнениям:

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:

гдеD_ж- коэффициент диффузии метилового спирта в жидком этиловом спирте, м/с²; М_ж.ср.- средняя мольная масса жидкости в колоне, кг/кмоль

Pr^/ _ж- диффузионный критерий Прандля

Коэффициент диффузии пара в жидкости D_t связан с коэффициентом диффузии D₂₀ следующей приближенной зависимостью:

где b- температурный коэффициент. Определяется по формуле:

где μ_ж- динамический коэффициент вязкости жидкости при 20⁰С, мПа·с; ρ- плотность жидкости, кг/м³.

Коэффициент диффузии в жидкости при 20⁰С можно определять по формуле:

где μ_ж- динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа·с; ν_А, ν_В- мольные объемы компонентов А и В;А и В – коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя; М_А, М_В- мольные массы растворенного вещества и растворителя.

Динамический коэффициент вязкости жидкости:

где μ_А, μ_В- коэффициенты динамической вязкости компонентов А и В при соответствующей температуре [2, c.516].

Коэффициент динамической вязкости жидкости для верхней и нижней части колонны при температуре 20⁰С равен:

Коэффициент диффузии метилового спирта в жидком этиловом спирте при 20⁰С для верхней и нижней чисти колонны:

Расчет коэффициента b.Для верхней и нижней части колонны:

Коэффициент диффузии метилового спирта в жидком этиловом спирте при средней температуре для верхней и нижней части колонны:

Рассчитываем коэффициент динамической вязкости жидкости в верхней и нижней части колонны при средней температуре:

при 70⁰С: μ_А=0,321 мПа·с; μ_В=0,625 мПа·с

при 76,6⁰С: μ_А=0,321 мПа·с; μ_В=0,56 мПа·с

Критерий Прандля для верхней и нижней части колонны:

Средняя мольная масса жидкости в верхней и нижней части колонны:

Рассчитав все величины, определяем коэффициент массоотдачи в жидкой фазе по уравнению:

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 β_п и β_ж и тангенсов углов линии равновесия в уравнение, находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от 0,07 до 0,95.

Полученные данные используем для определения числа единиц переноса n_у в паровой фазе:

где φ – отношение рабочей площади к свободному сечению колонны, равному 0,8.

Допуская полное перемешивание жидкости на тарелке имеем:

где η=АВ/АС – КПД тарелки.

Результаты всех расчетов сводим в таблицу 3.1

Таблица – Параметры, необходимые для построения кинетической кривой.

Построение кинетической кривой.

Между кривой равновесия и линиями рабочих концентраций в соответствии с табличными значениями х проводим ряд прямых, параллельных оси ординат (Приложение В1).

Измеряем полученные отрезки А₁В₁, А₂В₂ и т. д. Определяем велечину отрезков А₁В₁, А₂В₂ и т. д. Через найденные для каждого значения х точки В₁, В₂ проводим кинетическую кривую, отображающую степень приближений фаз на тарелках равновесию.

Число реальных тарелок n_Д находим путем построения ступенчатой линии между кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от 0,07 до 0,95. получаем 46 тарелки, (из которых – 33 в верхней части колонны, 13 – в нижней), которые и обеспечивают разделение смеси в заданных пределах изменения концентраций. Исходная смесь должна подаваться на 33 тарелку сверху.

Высота тарельчатой колонны:

Общая высота колонны:

где h_сеп – расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны,(высота сепаратного пространства), принимаем 1м; h_куб – расстояние между нижней тарелкой и днищем колонны, (высота кубовой части), принимаем 2,5м [3, приложение Б6].

2. Гидравлический расчет колонны

Для тарелок бесколпачковых (ситчатых, клапанных, струйных и других) величину общего сопротивления можно определить по уравнению:

гдеξ – общий коэффициент сопротивления тарелки, для клапанных тарелок (клапаны полностью открыты) ξ=3,63;

ω_оп – скорость пара в рабочем сечении колонны, м/с;

h_w – высота сливной перегородки, м;

h_ow – подпор, м;

ΔΡ_σ – сопротивление, связанное с преодолением сил поверхностного натяжения на границе жидкость пар при выходе пара из отверстий тарелки в жидкость, Па.

Высоту сливной перегородки h_w выбирают с таким расчетом, чтобы обеспечить достаточный слой жидкости на тарелке (h_w+ h_ow)≥40 мм. При малых расходах жидкости, когда подпор h_ow мал, это обеспечивается сливной перегородкой высотой h_w . При больших расходах жидкости,

когда слой жидкости на тарелке составляет 80 мм и более, высота сливной перегородки может быть уменьшена вплоть до h_w=0. В этом случае необходимый слой жидкости на тарелке обеспечивается за счет подпора жидкости над гребнем слива h_ow .

Скорость газа в интервале устойчивой работы клапанных тарелок может быть определена по уравнению:

где:G – масса клапана, кг;

F_c – доля свободного сечения тарелки, %;

F₀ – площадь отверстия под клапаном, м²;

ζ – коэффициент сопротивления, который может быть принят равный 3.

Принимаем диаметр отверстия под клапанном равным d=70 мм, массу клапана G=0,0025 кг. Следовательно:

Скорость пара в рабочем сечении верхней части колонны:

Скорость пара в рабочем сечении нижней части колонны:

Уровень слоя жидкости на тарелке (подбор) обусловлен высотой сливой перегородки h_w и зависит от расхода жидкости, формы и длины сливной перегородки [ ].

Для сплошной сливной перегородки:

,

где: L_v – объемный расход жидкости, м³/ч;

В=2,05 – периметр слива, м;

K_ow – поправочный коэффициент, учитывающий влияние стенок колонны на работу сегментного переливного кармана и определяемый по графику, рисунок 4,7 [3].

Расход жидкости, проходящий в верхней части колонны:

Расход жидкости, проходящий в нижней части колонны:

Для определения поправочного коэффициента K_ow находим отношение:

Для верхней части колонны находим отношение :

 K_{ow в.}=1,015

Для нижней части колонны находим отношение :

 K_{ow н.}=1,025.

Подпор жидкости на тарелке для верхней части колоны:

Подпор жидкости на тарелке для нижней части колоны:

Сопротивление, обусловленное действием си поверхностного натяжения:

гдеr_гидр – гидравлический радиус отверстий, через которые пар выходит в жидкость, м.

гдеF₀, П₀ – площадь, м² и периметр, м отверстий, через которые выходит пар, соответственно

Поверхностное натяжение рассчитываем по формуле:

σ_н = σ_А∙_н.ср. + σ_В∙(1- _н.ср) ,

где σ_А, σ_В – поверхностное натяжение метилового и этилового спиртов при t_ср.н [1 с. 526] ,

σ_н = 17,7∙10^-3∙00,08 + 17,4∙10^-3∙(1-0,08)= 17,42∙10^-3 н/м.

Тогда сопротивление вызываемое силами поверхностного натяжения будет равно:

а) для верхней части колонны:

а) для нижней части колонны:

Сопротивление тарелки на верхней части колоны:

Сопротивление тарелки на нижней части колоны:

Общее сопротивление колонны:

гдеn_в , n_н – действительное число тарелок в верхней и нижней части колоны, соответственно. Определение действительного числа тарелок поведено в разделе 1,7

3. Тепловой расчет ректификационной колонны

Расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующего пара в кубе-испарителе колонны

,

где -расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт;

-тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт;

-теплоемкость исходной смеси, дистиллята, кубовой жидкости, соответственно, Дж/кг·К.

Значения теплоемкостей, необходимые для расчета, находим по формуле:

,

где  - теплоемкости компонентов при соответствующих температурах;

 - массовые доли компонентов.

Температура кипения смеси t_F=76,2^оC, кубового остатка t_W=77^оC и дистиллята t_D=65,5^оC; теплоемкости метанола и этанола при этих температурах определяем по номограмме (ХI, с.562 [1]) (А-метиловый спирт, В- этиловый спирт)

Теплоемкости смесей:

;

;

.

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара:

;

,

-удельная теплота конденсации дистиллята, Дж/кг;

,

где: ,  - удельная теплота конденсации компонентов А и В при температуре t_D=65,5^оC (табл. XLV стр.541 [1]).

.

Тепловые потери колонны в окружающую среду:

,

где -температура наружной поверхности стенки колонны, принимаем ;

-температура воздуха в помещении, ;

α-суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучением, Вт/(м²К),

;

.

-наружная поверхность изоляции колонны, определяем по формуле:

;

.

Потери тепла в окружающую среду:

;

.

Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь:

Расход греющего пара в кипятильнике (давление р=4кгс/см², влажность 5%):

,

.

Расход тепла в паровом подогревателе исходной смеси рассчитывается по формуле:

,

где С₁ – теплоемкость исходной смеси при средней температуре, равной

;

,

где С_А, С_В – теплоемкости метилового спирта и этилового спирта при температуре  (с.562[1])

;

.

Расход греющего пара в подогревателе исходной смеси:

;

.

Общий расход пара:

Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20⁰С:

;

.

Расход воды в холодильнике дистиллята при нагревании ее на 20⁰С:

;

.

Расход воды в холодильнике кубового остатка при нагревании ее на 20⁰С:

;

.

Общий расход воды в ректификационной установке:

;

.

.

3.1 Расчет тепловой изоляции колонны

В качестве изоляции берем асбест (λ_из=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:

;

.

Проверяем температуру внутренней поверхности изоляции:

;

.

расхождение: 61,1-61,3<1 °С.

4. Расчет вспомогательного оборудования

4.1 Расчет кипятильника

Температурные условия процесса.

Кубовый остаток кипит при 77⁰С. Согласно заданию, температура конденсации греющего пара равна 100⁰С (р=1,03 кгс/см²).

Следовательно, средняя разность температур:

100-77=23^оС.

Принимаем коэффициент теплопередачи К=300 Вт/(м² К) (с.172[5]).

Тепловая нагрузка .

Площадь поверхности теплообмена

;

.

С запасом 15-20% принимаем по каталогу (табл.4.12 стр.215 [1]) теплообменник 4-х ходовой с F=464 м².

Характеристика теплообменника:

Диаметр кожуха 1200мм;

Диаметр труб 252мм;

Длина труб 6,0м;

Количество труб 986.

4.2 Расчет дефлегматора

В дефлегматоре конденсируется метиловый спирт с небольшим количеством этилового спирта. Температура конденсации паров дистиллята t_D=65,5^оC.

Температуру воды на входе в теплообменник примем 18⁰С, на выходе 38⁰С.

Составляем температурную схему процесса и определяем движущую силу процесса теплопередачи:

65,5⁰С                65,5⁰С

18 ⁰ С               38⁰ С

Определим среднюю температуру воды

Расход теплоты

Где r₁ - удельная теплота конденсации смеси при температуре конденсации t₁=65,5, r₁=1087 кДж/кг.

,

где: ,  - удельная теплота конденсации компонентов А и В при температуре t_D=65,5^оC (табл. XLV стр.541 [1]).

.

Расход воды

 кг/с,

Где с₂=4190 Дж/(кг К) – удельная теплоемкость воды при средней температуре t₂=28⁰ С

Объемный расход воды

 м³/с,

Где ρ₂= 995 кг/м³- плотность воды при t₂=28⁰ С,

G₂ =17,5 кг/с - расход воды.

Ориентировочно определяем максимальную величину площади поверхности теплообмена. Минимальное значение коэффициента теплопередачи для случая теплообмена от конденсирующегося пара органических жидкостей к воде. К_min=300 Вт/(м²·К) (таблица 4.8 [1]). При этом

 м².

Для обеспечения турбулентного течения воды при Re>10000 скорость в трубах должна быть больше w¹

 м/с,

Где μ₂ – динамический коэффициент вязкости воды при средней температуре t₂=28⁰ С, μ₂=0,818*10^-3 Па с;

d₂- внутренний диаметр труб, d₂=0,021 м;

ρ₂= 995 кг/м³- плотность воды при t₂=28⁰ С.

Число труб 25х2 мм, обеспечивающих объемный расход воды при Re=10000

.

Условию n<30 и F<130 м² удовлетворяет теплообменник шестиходовой диаметром 800 мм с числом труб на один ход трубного пространства n=384/6=64.

Уточняем значение критерия Рейнольдса Re

.

Критерий Прандтля для воды при средней температуре t₁=28 ºС равен

,

где λ₁=0,605– коэффициент теплопроводности воды при t₁=28 ºС (рисунок Х [1]);

с₁=4190 Дж/(кг·К) – средняя удельная теплоемкость воды при t₁=28 ºС (рисунок XI [1]); μ₁=0,818·10^-3 Па·с – динамический коэффициент вязкости воды при t₁=28 ºС (таблица VI [1]).

Рассчитаем критерий Нуссельта для воды

,

где ε₁=1.

Отношение (Pr₁/Pr_ст1)^0,25 примем равным 1,1 (с последующей проверкой).

Таким образом, коэффициент теплоотдачи для воды равен

 Вт/(м²·К).

Коэффициент теплоотдачи при конденсации пара смеси метанола и этанола на пучке горизонтальных труб

 Вт/м²К,

где - коэффициент теплопроводности смеси при t₁=66 ºС (рисунок Х [1]); =0,198 Вт/м²К,

динамический коэффициент вязкости смеси при t₁=66 ºС (таблица VI [1]),

Примем тепловую проводимость загрязнений стенки со стороны греющего пара 1/r_загр.2=5800 Вт/(м²·К), со стороны смеси 1/r_загр.1=5800 Вт/(м²·К) (таблица ХХХI [1]). Коэффициент теплопроводности стали λ_ст=46,5 Вт/(м²·К) (таблица ХХVII [1]); δ=0,002 м – толщина стенки.

Находим сумму термических проводимостей стенки и загрязнений

 Вт/(м²·К).

Коэффициент теплопередачи

 Вт/(м²·К).

Поверхностная площадь теплового потока

 Вт/м²,

где Δt_ср=37,5 ºС – средняя разность температур.

Проверяем принятое значение (Pr₁/Pr_ст1)^0,25. Определим

 ºС,

ºС.

Определим критерий Прандтля при t_ст1=39,98 ºС

,

где λ₁=0,6– коэффициент теплопроводности воды при t_ст1=39,98ºС (рисунок Х [1]);

с₁=4190Дж/(кг·К) – средняя удельная теплоемкость воды при t_ст1=39,98ºС (рисунок XI [1]);

μ₁=0,72·10^-3 Па·с – динамический коэффициент вязкости воды при t_ст1=39,98ºС (таблица [1]).

Следовательно,

Было принято (Pr₁/Pr_ст1)^0,25 =1,05. Разница

Расчетная площадь поверхности теплообмена

 м².

Принимаем к установке шестиходовой теплообменник с F=60 м².

Внутренний диаметр кожуха D_н=800 мм;

Общее число труб n=384;

Поверхность теплообмена F=60 м²;

Длина труб L=2 м;

Диаметр трубы d=25х2 мм.

Запас площади поверхности теплообмена

4.3 Расчет холодильника для дистиллята

В холодильнике происходит охлаждение дистиллята до температуры конденсации до 30⁰С.

65,5⁰С                   30⁰С

38⁰С                       18⁰С

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от дистиллята в дефлегматоре пара

Принимаем К=300Вт/м²·К.

Поверхность теплообмена холодильника дистиллята находим из основного уравнения теплопередачи

C запасом принимаем 1-х ходовой теплообменник с поверхностью F = 9м² (табл. 4.12, с 215 [1])

Характеристика теплообменника

Диаметр кожуха наружный 273мм

Диаметр труб 252мм

Длина труб 3,0м

Количество труб 62

4.4 Расчет холодильника для кубового остатка

В холодильнике кубового остатка происходит охлаждение кубовой жидкости от температуры кипения до 30⁰С.

77⁰С                       30⁰С

38⁰С                       18⁰С

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от кубовой жидкости

Принимаем К=300Вт/м²К

Поверхность теплообмена холодильника кубовой жидкости

C запасом принимаем 2-х ходовой теплообменник с поверхностью F = 57м² (табл. 4.12, с 215 [1])

Характеристика теплообменника

Диаметр кожуха 600м

Диаметр труб 252мм

Длина труб 3,0м

Количество труб 240

4.5 Расчет подогревателя

Служит для подогрева исходной смеси от t_н = 18-20^оС до температуры t_F = 76,2^oC. Исходная смесь подогревается водяным насыщенным паром с температурой 100^оС.

Температурная схема процесса

110 – 110

28 – 76,2

; .

 ºС.

Определим среднюю температуру смеси

 ºС.

Объемный расход смеси

 м³/с,

где ρ₁=858,7 кг/м³ – средняя плотность в колонне при t₁=55,6 ºС (таблица IV [1]);

G₁=1,32 кг/с – массовый расход смеси.

Средняя плотность жидкости в колонне:

=

Расход теплоты на нагрев смеси

 Вт,

где с₁=2750 Дж/(кг·К) – средняя удельная теплоемкость смеси при t₁=55,6 ºС (рисунок XI [1]).

Значения теплоемкостей, необходимые для расчета, находим по формуле:

,

где  - теплоемкости компонентов при соответствующих температурах;

 - массовые доли компонентов.

;

Расход сухого греющего пара с учетом 7 % потерь теплоты

 кг/с,

где r=2217·10³ кг/с – удельная теплота конденсации водяного пара (таблица LVII [1]);

х – паросодержание греющего пара.

Ориентировочно определяем максимальную величину площади поверхности теплообмена. Минимальное значение коэффициента теплопередачи для случая теплообмена от конденсирующегося водяного пара к органическим жидкостям К_min=300 Вт/(м²·К) (таблица 4.8 [1]). При этом

 м².

Составляем схему процесса теплопередачи. Для обеспечения турбулентного течения смеси при Re>10000 скорость в трубах должна быть больше w'₁

 м/с,

где μ₁=1,275·10^-3 Па·с – динамический коэффициент вязкости смеси при t₁=55,6 ºС (таблица VI [1]);

Динамический коэффициент вязкости смеси:

где μ_А, μ_В- коэффициенты динамической вязкости компонентов А и В при соответствующей температуре [2, c.516].

d₁=0,021 м – внутренний диаметр труб;

ρ₁=784,5 кг/м³ – плотность смеси при t₁=55,6 ºС (таблица IV [1]).

Число труб 25х2 мм, обеспечивающих объемный расход смеси при Re=10000

.

Условию n<30,4 и F<59,5 удовлетворяет шестиходовой теплообменник, внутренним диаметром 600 мм с числом труб на один ход трубного пространства n=33 (общее число труб n=196).

Уточняем значение критерия Рейнольдса Re

.

Критерий Прандтля для смеси при средней температуре t₁=55,6 ºС равен

,

где λ₁=0,15– коэффициент теплопроводности смеси при t₁=55,6 ºС (рисунок Х [1]);

с₁=2723,5 Дж/(кг·К) – средняя удельная теплоемкость смеси при t₁=55,6 ºС (рисунок XI [1]);

μ₁=1,275·10^-3 Па·с – динамический коэффициент вязкости смеси при t₁=55,6ºС (таблица VI [1]).

Рассчитаем критерий Нуссельта для смеси

,

где ε₁=1.

Отношение (Pr₁/Pr_ст1)^0,25 примем равным 1,1 (с последующей проверкой).

Таким образом, коэффициент теплоотдачи для смеси равен

 Вт/(м²·К).

Рассчитаем коэффициент теплоотдачи при конденсации водяного пара на пучке горизонтальных труб. Расчет осуществляем приближенно (без учета влияния поперечных перегородок).

 Вт/(м²·К),

где ε=0,6 – коэффициент, зависящий от расположения и числа труб по вертикали в пучке, для шахматного расположения труб и числе труб n_в=14 (с.162 [1]);

ε_Г=0,6 – коэффициент, зависящий от относительной массовой концентрации воздуха в паре – Υ, принимаем Υ=0,5 % (с.164 [1]);

В_t=1058 (таблица 4.6 [1]);

G₂=0,56 кг/с;

n=196 – общее число труб;

L=2 м – длина труб (таблица 4.12 [1]).

Примем тепловую проводимость загрязнений стенки со стороны греющего пара 1/r_загр.2=5800 Вт/(м²·К), со стороны бутанола 1/r_загр.1=5800 Вт/(м²·К) (таблица ХХХI [1]). Коэффициент теплопроводности стали λ_ст=46,5 Вт/(м²·К) (таблица ХХVII [1]); δ=0,002 м – толщина стенки.

Находим сумму термических проводимостей стенки и загрязнений

 Вт/(м²·К).

Коэффициент теплопередачи

 Вт/(м²·К).

Поверхностная площадь теплового потока

 Вт/м²,

где Δt_ср=61,5 ºС – средняя разность температур.

Проверяем принятое значение (Pr₁/Pr_ст1)^0,25. Определим

 ºС,

ºС.

Определим критерий Прандтля при t_ст1=87,6 ºС

,

где λ₁=0,149– коэффициент теплопроводности смеси при t_ст1=87,6 ºС (рисунок Х [1]);

с₁=2750 Дж/(кг·К) – средняя удельная теплоемкость бутанола при t_ст1=87,6ºС (рисунок XI [1]);

значения теплоемкостей, необходимые для расчета, находим по формуле:

,

где  - теплоемкости компонентов при соответствующих температурах;

 - массовые доли компонентов.

;

μ₁=0,677·10^-3 Па·с – динамический коэффициент вязкости смеси при t_ст1=87,6 ºС (таблица VI [1]).

Динамический коэффициент вязкости смеси:

где μ_А, μ_В- коэффициенты динамической вязкости компонентов А и В при соответствующей температуре [2, c.516].

Следовательно,

Было принято (Pr₁/Pr_ст1)^0,25 =1,1. Разница

Расчетная площадь поверхности теплообмена

 м².

Принимаем к установке шестиходовой теплообменник с F=31 м².

Характеристики теплообменника

Внутренний диаметр кожуха D_н=600 мм;

Общее число труб n=196;

Поверхность теплообмена F=31 м²;

Длина труб L=2 м;

Диаметр трубы d=25х2 мм.

Запас площади поверхности теплообмена

Заключение

В результате проведенного расчета мы определили:

Диаметр D=2600 мм и высоту колонны H =23,75 м, число тарелок 46.

Произвели гидравлический и тепловой расчет колонны.

Рассчитали и подобрали вспомогательное оборудование.

Библиографический список

1. Ченцова,Л.И. Процессы и аппараты химической технологии: учебное пособие к самостоятельной работе/ Л.И. Ченцова, М.К. Шайхудинова, В.М. Ушанова.- Красноярск: СибГТУ,2006.-267с.

2. Павлов, К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: Учебное пособие для вузов. Перепечатка с изд. 1987г.- М.:ООО «РусМедиаКонсалт», 2004.-576с.

3. Шайхудинова М.К., Ченцова Л.И., Борисова Т.В. Процессы и аппараты химической технологии. Расчет выпарной установки: учебное пособие к выполнению курсового проекта.-Красноярск: СибГТУ, 2005.- 80с.

4. Левин Б.Д., Ченцова Л.И., Шайхутдинова М.Н., Ушанова В.М. процессы и аппараты химических и биологических технолгий. Учеб. пособие для студентов химических специальностей вузов / Под общ. ред. д-ра. хим. Наук С.М. Репяха. – Красноярск: Сибирский государственный технологический университет, 2002. - 430с.

5. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Г.С. Борисов, В.П. Брыков, Ю.И. Дытнерский и др. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 2-е изд., перераб. и дополн. М.: Химия, 1991. – 496 с.