Определение объемов пара и жидкости, проходящих через колонну

⇐ ПредыдущаяСтр 2 из 3Следующая ⇒

Средний мольный состав жидкости

а) в верхней части колонны

кмоль/кмоль смеси (4.1)

б) в нижней части колонны

кмоль/кмоль смеси (4.2)

Средние мольные массы жидкости

а) в верхней части колонны

кг/кмоль (4.3)

б) в нижней части колонны

кг/кмоль (4.3)

Мольная масса исходной смеси

кг/кмоль (4.4)

Мольная масса дистиллята

кг/кмоль (4.5)

Мольная масса кубового остатка

кг/кмоль (4.7)

Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости

а) в верхней части колонны

кг/с (4.8)

б) в нижней части колонны

кг/с (4.9)

Средний мольный состав пара

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:

а) в верхней части колонны

кмоль/кмоль смеси (4.10)

б) в нижней части колонны

кмоль/кмоль смеси (4.11)

Средние мольные массы пара

а) в верхней части колонны

кг/кмоль

(4.12)

б) в нижней части колонны

кг/кмоль

(4.13)

Средние массовые потоки пара

а) в верхней части колонны

кг/с (4.14)

б) в нижней части колонны

кг/с (4.15)

5. Расчет скорости пара и диаметра колонны.

Температуры паров.

Рис.3 Диаграмма равновесия между паром и жидкостью в координатах t-x,y.

Температура кипения исходной смеси 53,7 ⁰С

Температура кипения дистиллята 46 ⁰С

Температура кипения кубового остатка 70,8 ⁰С

а) Средняя температура пара в верхней части колонны

при ⁰С

б) Средняя температура пара в нижней части колонны

при ⁰С

5.2 Плотности паров в колонне

а) в верхней части колонны

кг/м³ (5.1)

б) в нижней части колонны

кг/м³ (5.2)

Средняя плотность пара в колонне:

кг/м³ (5.3)

Плотности жидкостей в колонне

Плотности жидких бензола и толуола близки. Температура кипения дистиллята при 0,98 равняется 46⁰С, температура кипения кубового остатка при равняется 70,8 ⁰С.

По справочной литературе [2] интерполяцией определяем:

Плотность жидкого CS₂ при 46 ⁰С 1224 кг/м³

Плотность жидкого CCl₄ при 70,8 ⁰С 1496 кг/м³

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне:

кг/м³

Предельная скорость паров в колонне

Определим скорость пара в колонне по уравнению:

(5.4)

где с – коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости;

плотности жидкости и пара, кг/м³.

По данным каталога-справочника «Колонные аппараты» принимаем расстояние между тарелками h=0,3 м. Для ситчатых тарелок по графику находим с = 0,05.

Диаметр колонны

Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне . Имеем:

где М_Р – мольная масса дистиллята, Р - расход дистиллята.

Диаметр колонны:

По каталогу-справочнику «Колонные аппараты» выбираем D=1000мм [8, стр 4].

Тогда действительная скорость пара в колонне будет:

Гидравлический расчет тарелок

По каталогу [8, c.5] для колонны диаметром 1000 мм выбираем ситчатую однопоточную тарелку ТС со следующими конструктивными размерами:

Диаметр отверстий в тарелке, d_o 0,005м

Шаг между отверстиями, t 10 мм

Рабочее сечение тарелки, F_р 0,713 м²

Высота переливного порога, h_пер 30 мм

Площадь перелива, F_сл 0,036 м²

Периметр перелива, П_сл0,8 м

Путь жидкости, l_ж0,59 м

Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны по уравнению:

а) верхняя часть колонны:

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки

где =1,8 – коэффициент для ситчатых тарелок;

– скорость пара в отверстиях тарелки.

Па

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

где = 31,75 ∙10^-3 Н/м – поверхностное натяжение сероуглерода при 46 ⁰С;

d_o =0,005 м – диаметр отверстий тарелки.

Па

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

Высоту слоя над сливной перегородкой рассчитывают по формуле:

где V_ж – объемный расход жидкости, м³/с;

П – периметр сливной перегородки, м;

– отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближенно равным 0,5.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

Находим ∆ h:

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

h_пж = 0,03 +0,013= 0,043м

Сопротивление парожидкостного слоя:

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

∆р^’ = ∆ p_сух + ∆р_σ + ∆р_пж =1036+ 25,4 + 335,6= 1397 Па

б) нижняя часть колонны:

Па

где = 20,5∙10^-3 Н/м – поверхностное натяжение четыреххлористого углерода при T_cp =70,8^оС.

Объемный расход жидкости в нижней части колонны:

Находим ∆ h:

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

h_пж = 0,03 + 0,0 235 = 0,0535 м

Сопротивление парожидкостного слоя:

Па

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

∆р^’’ = 1321 + 16,4 +510=1847,4 Па

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 0,3 м необходимое для нормальной работы тарелок условие

Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление больше, чем у тарелок верхней части

0,3 > м

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.

Проверим равномерность работы тарелок – рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях ω_{о, мин} , достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:

Рассчитанная скорость ω_{о, мин} меньше ω_о = 18,8 м/с, следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

7. Определение числа тарелок и высоты колонны

Построим рабочие линии и ступени изменения концентраций для верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) частей колонны (рис.3) и находим число ступеней изменения концентрации n_т. В верхней части колонны n^’_т 6, в нижней части n^’’_т 6, всего 12ступеней.

Рис. 4. Построение рабочих линий по диаграмме Y – X.

Число тарелок: Для определения среднего к.п.д. тарелок η находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов α = Р_су/Р_чу и коэффициент динамической вязкости исходной смеси μ при средней температуре в колонне, равной 57,15^оС по справочным данным.

Р_су = 1320 мм рт. ст.

Р_чу = 420 мм рт. ст.

μ_су = 0,256 сП = 0,256∙10^-3 Па∙с

μ_чу = 0,608 сП = 0,608∙10^-3 Па∙с

Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси

μ = 0,432 сП = 0,432∙10^-3 Па∙с

Тогда: α = 1320/420 = 2,42

αμ = 3,14∙0,432 = 1,36

По графику [6, Рис.7.4] зависимости η – αμ находим η = 0,45

Длина пути жидкости на тарелке l_ж=0,59 (по тех. хар-ке выбранной тарелки).

По графику находится значение поправки на длину пути ∆=0

Средний КПД тарелок определяется по уравнению:

Для сравнения рассчитывается средний КПД тарелки η₀

η₀=

в этой формуле безразмерные комплексы

Коэффициент диффузии:

м²/с

Число тарелок:

в верхней части колонны:

в нижней части колонны:

Общее число тарелок n = 26, с запасом n = 28, из них в верхней части 14 и в нижней части 14 тарелок.

Высота тарельчатой части колонны:

где =1м и =2м -расстояние соответственно между верхней тарелкой и крышкой колонны и между днищем колонны и нижней тарелкой, м, h – расстояние между тарелками.

Н_Т = 1+(28 – 1) ∙0,3+2 = 11,1 м.

Высота опоры колонны составляет 1,5 м.

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

кгс/см²

Тепловой расчет установки

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе:

Q_D = D (1 + R)∙ r_D

Здесь: ,

где r_су и r_чу – удельные теплоты конденсации CS₂ и CCl₄.

r_су= 349,5∙10³ Дж/кг

r_чу= 96,6∙10³ Дж/кг

r_D = 0,9 8∙ 3 49, 5∙10³+ (1 – 0,9 8) ∙ 196, 6∙10³ = 3 46, 4∙10³ Дж/кг

Расход тепла, получаемого в кубе-испарителе от греющего пара:

Q_к = Q_D + D∙ c_P∙ t_P + W∙ c_W∙ t_W – F∙ c_F∙ t_F + Q_пот

Тепловые потери Q_пот принимаем в размере 3% от полезно затрачиваемого тепла; удельные теплоемкости взяты соответственно:

при t_F = 53,7 ^o C: c_су= 1005 Дж/кг К c_ху= 851 Дж/кг К

c_F= X_F ∙ c_су (1- X_F)∙ c_ху = 0,6∙1005+(1-0,6)∙851=1546 Дж/кг К

при t_D = 46 ^o C: c_су = 1005 Дж/кг К c_ху = 872 Дж/кг К

c_D= X_D ∙ c_су (1- X_D)∙ c_ху = 0,98∙1005+(1-0,98)∙872=1002 Дж/кг К

при t_W = 70,8 ^o C: c_су = 1026 Дж/кг К c_ху = 872 Дж/кг К

c_W= X_W ∙ c_су (1- X_W)∙ c_ху = 0,097∙1026+(1-0,097)∙872=887 Дж/кг К

Температура кипения исходной смеси t_F =53,7^оС определена по рисунку 3.

Вт

Расход тепла в паровом подогревателе исходной смеси:

Q = 1,05 G_Fc_F( t_F – t_нач ),

Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси c_F= X_F ∙ c_су (1- X_F)∙ c_ху взятая при средней

температуре : c_су= 975 Дж/кг К c_ху= 732 Дж/кг К

c_F= 0,6∙975+(1-0,6)∙732=877 Дж/кг К

Вт

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q = D∙ c_D∙( t_Р – t_кон),

где с _D= X_D ∙ c_су (1- X_D)∙ c_ху – удельная теплоемкость дистиллята при средней температуре С: c_су= 973 Дж/кг К c_ху= 801 Дж/кг К

c_D = 0,98∙973+(1-0,98)∙801=953,6 Дж/кг К

Вт

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

Q = W∙c_W(t_W – t_кон),

где удельная теплоемкость кубового остатка с_W = X_W ∙ c_су (1- X_W)∙ c_ху взята при средней температуре : c_су = 980 Дж/кг К

c_ху = 751 Дж/кг К

c_W = 0,097∙980+(1-0,097)∙751=778,5 Дж/кг К

Вт

Расход греющего пара, имеющего давление р_абс = 4 атм и влажность 5%:

а) в кубе-испарителе

, кг/с

где r_r_, _n = 2141∙10³ Дж/кг – удельная теплота конденсации греющего пара.

б) в подогревателе исходной смеси

Всего 0,282 + 0,031= 0,313 кг/с.

Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20^оС:

а) в дефлегматоре

б) в водяном холодильнике дистилята

в) в водяном холодильнике кубового остатка

Всего 8,16+0,33+0,68=9,17 м³/с.

Дата добавления: 2018-10-27; просмотров: 634; Мы поможем в написании вашей работы!

Поделиться с друзьями:

⇐ Предыдущая 123 Следующая ⇒

Мы поможем в написании ваших работ!