Курсовой проект - Проектирование ректификационной колонны - файл n14.doc

приобрести
Курсовой проект - Проектирование ректификационной колонны
скачать (2679.8 kb.)
Доступные файлы (14):
n1.dwg
n2.frw
n3.dwg
n4.frw
n5.dwg
n6.frw
n7.dwg
n8.frw
n9.fr~
n10.fr~
n11.fr~
n12.fr~
n13.dwg
n14.doc2750kb.10.09.2007 22:42скачать

n14.doc

Московский Государственный Университет

Инженерной Экологии


Кафедра «Процессы и аппараты химической технологии»



Курсовой проект



по теме
«Ректификационная установка для разделения смеси бензол - толуол»

Студентка: Суворова О.В.

Группа: Н – 40


Преподаватель: Касаткин Д.В.

Проект защищен _____________________ 2003 г. на оценку ______________

Зачетная книжка № Н - 054 – 00




  1. Описание процесса ректификации.


Ректификация – разделение жидких однородных смесей на составляющие вещества или группы составляющих веществ в результате противоточного взаимодействия паровой смеси и жидкой смеси.

Возможность разделения жидкой смеси на составляющие её компоненты ректификацией обусловлена тем, что состав пара, образующегося над жидкой смесью, отличается от состава жидкой смеси в условиях равновесного состояния пара и жидкости.

Сущность процесса ректификации рассмотрим на простейшем примере разделения двухкомпонентной смеси, как и в случае нашего задания по курсовому проектированию, где требуется спроектировать ректификационную установку для разделения смеси «бензол-толуол». При ректификации исходная смесь делится на две части: часть, обогащенную легколетучим компонентом (ЛЛК), называемую дистиллятом, и часть, обедненную ЛЛК, называемую кубовым остатком.

Обозначим: Gf – количество смеси, поступающей на ректификацию;

Gp – количество поступающего дистиллята;

Gw – количество получающегося кубового остатка;

Xf, Xp, Xw – содержание ЛЛК в исходной смеси, дистилляте и

кубовом остатке соответственно.

Тогда материальный баланс разделения:

Gf = Gp + Gw;

Gf*Xf = Gp*xp + Gw*Xw.

Обычно ректификационный аппарат состоит из двух частей: верхней и нижней, каждая из котрых представляет собой организованную поверхность контакта фаз между паром и жидкостью.

В нижней части исходная смесь взаимодействует с паром, начальный состав которого равен составу кубового остатка. Вследствие этого из смеси извлекается легколетучий компонент.

В верхней ступени пар начального состава соответствующий составу исходной смеси, взаимодействует с жидкостью, начальный состав которой равен составу дистиллята. Вследствие этого пар обогащается легколетучим компонентом до требуемого предела, а менее летучий компонент извлекается из паровой фазы.

Пар для питания ректификационной колонны получается многократным испарением жидкости, имеющей тот же состав, что и кубовый остаток, а жидкость – многократной конденсацией пара, имеющего состав, одинаковый с составом дистиллята.

Рассматривая взаимодействие пара и жидкости в колонне, принимается допущение:

  1. Мольные теплоты испарения компонентов одинаковы, поэтому каждый кмоль пара при конденсации испаряет соответственно кмоль жидкости и, следовательно, мольный поток пара, движущегося снизу вверх, одинаков в любом сечении аппарата.

  2. При конденсации пара в конденсаторе не происходит изменения состава пара, и, следовательно, состав пара, уходящего из колонны, равен составу дистиллята: Xp = Yp.

  3. При испарении жидкости в нижней части аппарата не происходит изменения ее состава, и, следовательно, состав пара, образующегося в испарителе, равен составу кубового остатка: Xw = Yw.

Полученный в конденсаторе дистиллят делится на две части. Одна часть направляется обратно в колонну – флегма, другая является отбираемым продуктом – дистиллят. Отношение количества возвращенного в колонну дистиллята (флегмы) к количеству дистиллята, отобранного в виде продукта – называется флегмовым числом R.

Количество пара, полученного в нижней части колонны, и проходящего по ней, равно:

при D = R + 1.

Это равенство доказывает, что разделение смеси при ректификации возможно в результате взаимодействия потоков пара и жидкости в колонне, при кратности испарения равной R + 1, и кратности конденсации, равной R.

Флегмовое число:



Уравнения рабочих линий для верхней и нижней частей ректификационной колонны соответственно:





Эти уравнения связывают составы в паре (Y) и жидкости (X) в любом произвольном сечении в соответственно укрепляющей и исчерпывающей частях колонны.



  1. Описание технологической схемы ректификационной установки.


Разработанная ректификационная установка – непрерывного действия.
Исходная смесь поступает со склада в емкость Е1. На емкости устанавливают прибор для измерения уровня, который показывает и сигнализирует о предельном верхнем и нижнем его значении. При достижении верхней отметки прекращают подачу исходной смеси в емкость, при достижении нижней – возобновляют.
Из емкости Е1 жидкостная смесь окачивается центробежным насосом Н1. Насос продублирован на случай отказа запасным насосом Н2. Также предусмотрена обводная (байпасная) линия, работающая в случае останова установки на ремонт или профилактику, которая служит для спуска жидкости из трубопровода.
В установке предусмотрено рациональное использование тепла. Тепло отходящих потоков используется для нагревания всходящих, то есть нагревают исходную смесь за счет тепла жидкости, удаляющейся из нижней части колонны, так называемого кубового остатка. Данный теплообмен осуществляется в рекуператоре Х1. Это теплообменный кожухотрубчатый аппарат, в одно пространство которого подается насосом исходная смесь, а в другое – кубовый остаток.
После выхода из рекуператора исходная смесь нагревается, но не до температуры кипения. Дальнейший нагрев смеси осуществляют в подогревателе П. В трубное пространство этого кожухотрубчатого теплообменника поступает подогретая исходная смесь, а в межтрубное - греющий пар, подаваемый по трубопроводу из котельной. Пар, конденсируясь, отдает свое тепло исходной смеси, нагревая ее до температуры кипения.

Температура исходной смеси регулируется специальным прибором.

Далее кипящая смесь поступает в колонну на ректификацию.
В колонне пары исходной смеси идут вверх, обогащаясь бензолом, а жидкая фаза идет на орошение нижней части.

Жидкость, выводимая из нижней части колонны, частично отводится в емкость Е2, проходя при этом через рекуператор Х1 (см. выше), а частично подается в кипятильник К, который нагревает остаток до температуры кипения и полностью испаряет его. После выхода из кипятильника кубовый остаток полностью переходит в пар. Нагрев осуществляют греющим паром, поступающим из котельной.
Сконденсировавшиеся пары греющего пара из подогревателя и кипятильника удаляют с помощью конденсатоотводчиков КО2 и КО1 соответственно. Для обеспечения непрерывной работы установки при ремонте и осмотре водоотводчиков их снабжают обводной (байпасной) линией.
Пар из кипятильника поднимается вверх по колонне, соединяется с парами исходной смеси, и, все более обогащаясь бензолом, выходит через верхний штуцер. Затем он направляется на конденсацию в дефлегматор Д.
В дефлегматоре пары бензола конденсируются за счет охлаждающей воды.

Конденсат поступает в емкость Е4. Здесь он делится на два потока: жидкость, отбираемую на орошение колонны – флегму и готовый продукт – дистиллят. Флегма закачивается в колонну насосом Н7, который продублирован насосом Н8. Для спуска жидкости при останове установки предусмотрена обводная (байпасная) линия.
Флегма, поданная в колонну на орошение, смешивается с исходной смесью и стекает по тарелкам в куб колонны.
Дистиллят, протекая по трубопроводу, подводится к холодильнику Х2, где он охлаждается до нужной температуры холодной водой. Охлаженный дистиллят поступает в емкость Е3. Здесь также установлен прибор для измерения уровня, включающий насос Н6 при достижении количеством готового продукта – бензола – заданной отметки.
Оборотная вода поступает по трубопроводу 1 и удаляется после выполнения заданных функций по трубопроводу 10.
Греющий пар подается по трубопроводу 2 и удаляется в виде конденсата по линии 3.
При остановке ректификационной установки на ремонт или профилактику спускают остатки жидкости из труб, открывая байпасные линии, в емкости, а из них жидкость сливают в канализацию 5.

3. Расчет тарельчатой ректификационной колонны.
3.1 Определение производительности по дистилляту и кубовому остатку.
Материальный баланс всей ректификационной колонны может быть представлен двумя уравнениями: по всему продукту

п

о легколетучему компоненту

где Xf, Xp, Xw – молярные составы (мольные доли) легколетучего компонента (ЛЛК) соответственно в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке.

И

з этих формул, если вместо молярного состава в расчетах использовать массовый состав (соответственно af, ap, aw), то будем иметь:

3
.2 Определение молярных концентраций исходной смеси, дистиллята и кубового остатка.


где: х- содержание ЛЛК в бинарной смеси в мольных долях;

a - содержание ЛЛК в бинарной смеси компонентов А и В в массовых долях;

Ма и Мв – молекулярные веса компонентов А и В соответственно.

Для бензола Ма=78г/моль, для толуола Мв=92г/моль.Т

огда:

3
.3 Построение равновесной кривой и изобары температур кипения и конденсации (рис. 1)


Данные по равновесию приведены в таблице:

Таблица 1.

Хмол


%

0

5

10

20

30

40

50

60

70

80

90

95

100

Умол


%

0.000

10.838

20.57

37.23

50.84

62.061

71.374

79.16

85.71

91.254

95.97

98.063

100

T0 C


110.6

108.4

106.2

102.2

98.61

95.3

92.25

89.44

86.84

84.43

82.19

81.12

80.1


3.4 Определение минимального флегмового числа (рис.2).
На диаграмме проводим прямую линию из т. Xp через Xf до пересечения с осью ординат. Полученный отрезок Bmax = 0.3513

Тогда:

3
.5 Определение оптимального флегмового числа (рис.2-6).

Для ряда значений флегмового числа, больших, чем Rmin=1.774, находим значения отрезков В (табл.2).

Таблица 2.


R

1.8

1.9

2.0

2.1

2.2

2.3

2.4

2.6

B

0.348

0.336

0.325

0.314

0.304

0.295

0.286

0.271


Отрезки В откладываем на диаграмме Y-X. Соединяем верхние точки отрезков В на диаграмме с точкой 2 и получаем ряд рабочих линий верхней части колонны. Соединяя точки 3 пересечения рабочих линий верхней части колонны с линией Xf с точкой 1, получим ряд рабочих линий нижней части колонны. Для каждого выбранного флегмового числа и значений X в пределах заданных концентраций жидкости от Xw=0.012 до Xp=0.974 по диаграмме находим движущие силы процесса 1/(Х-Х*), как величины отрезков по горизонтали между кривой равновесия и соответствующими линиями рабочих концентраций и вычисляем величины. Результаты приведены в таблице:

Таблица 3.


X

R = 1.8

R = 1.9

R = 2.0

R = 2.1

R = 2.2

R = 2.3

R = 2.4

R = 2.6

0.012

151.63

151.63

151.63

151.63

151.63

151.63

151.63

151.63

0.1

36.49

35.27

34.22

33.24

32.39

31.67

30.98

29.89

0.2

27.15

25.47

24.1

22.88

21.87

21.05

20.28

19.13

0.3

38.88

32.91

28.88

25.76

23.47

21.74

20.26

18.21

0.367

533.62

114.92

67.19

47.63

37.75

31.86

27.6

22.61

0.4

66.59

46.04

35.98

29.59

25.51

22.75

20.5

17.66

0.5

20.03

17.8

16.17

14.83

13.79

12.99

12.26

11.26

0.6

13.14

12.24

11.28

10.88

10.37

9.95

9.56

8.99

0.7

10.98

10.43

9.98

9.56

9.22

8.93

8.66

8.25

0.8

10.93

10.51

10.16

9.84

9.56

9.32

9.1

8.75

0.9

13.86

13.51

13.21

12.92

12.67

12.45

12.24

11.9

0.974

24.81

24.81

24.81

24.81

24.81

24.81

24.81

24.81


Для каждого значения R методом графического интегрирования находим число единиц переноса (рис.3,4,5,6 и таблица 4).

Таблица 4.


R

1.8

1.9

2.0

2.1

2.2

2.3

2.4

2.6

R + 1

2.8

2.9

3.0

3.1

3.2

3.3

3.4

3.6

mx

50.24

27.69

23.67

21.95

20.78

20.26

19.68

18.64

mx(R+1)

140.67

80.3

71.01

68.05

66.5

66.86

66.9

67.01


Наносим на диаграмму зависимости mx(R+1) от R (рис.8) эти данные и находим минимум m, которому соответствует оптимальное рабочее флегмовое число Ronm=2.2.


    1. Определение потоков пара по колонне.


О

бъёмный поток пара по колонне:

где: Р – давление в колонне, P = 1 атм;

Ronm – оптимальное флегмовое число, Rоnm = 2.2;

t



ср – средняя температура пара по колонне, tср = 99.6 С;

М
олярный расход жидкости: в верхней части колонны:

в




нижней части колонны:

Mf = 79.53 г/моль – молярная масса исходной смеси.


    1. Определение диаметра колонны и основных характеристик контактного устройства.


П
редельная скорость пара для колпачковых тарелок:

где: Н = 600 мм – принятое расстояние между тарелками;

х = 801 кг/м3 – средняя плотность жидкости по колонне;

у = 3.05 кг/м3 – средняя плотность пара по колонне

dк = 100 мм – диаметр колпачка;

Рабочая скорость пара в свободном сечении колонны Wраб = 0.85…0.9Wпр. Принимаем:

Д
иаметр ректификационной колонны:
П
ринимаем Dк = 2000 мм.

    1. Выбор типа и гидравлический расчет контактного устройства


Контактное устройство по заданию – колпачковая тарелка. Выбираем тарелку ТСКР для диаметра 2000 мм. Количество секций – 6, периметр слива L = 1455 мм, диаметр колпачка dк = 100 мм, количество колпачков – 116, расстояние между колпачками – 140 мм.

Приемный и сливной карманы занимают 15% площади тарелки, суммарная площадь прорезей всех колпачков – 10%.

О
бщее гидравлическое сопротивление тарелки определяется по формуле:

где: Pсух – сопротивление сухой тарелки, Па;

Р - сопротивление, вызванное силами поверхностного натяжения, Па;



Рст – статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па;

где:  - коэффициент сопротивления, для колпачковой тарелки принимается 5.5

у – средняя плотность пара в колонне;

Wраб – скорость пара в колонне;

г

де:  - поверхностное натяжение,

d

э – эквивалентный диаметр прорези колпачка,

П

– периметр и fпр – площадь прорези колпачка,



где: п – плотность парожидкостного слоя на тарелке,

h
ст – высота барботажа на тарелке,

hотк – высота открытия прорезей, принимается равной высоте прорезей 0.03м,

hпогр – высота погружения прорезей, принимается равной 0.025м,

h – величина превышения уровня жидкости над сливной перегородкой, при средних

диаметрах колонн можно не учитывать.
С
ледовательно, общее гидравлическое сопротивление тарелки:
Проверяем выбранное расстояние между тарелками: минимальное расстояние между ними должно быть равным:

В
ыбранное ранее расстояние между тарелками H = 600 мм подходит.


    1. Определение кинематических коэффициентов.


Молярный расход пара по колонне:

Р
абочая площадь тарелки:






Значение коэффициента массоотдачи в паровой фазе:

К
оэффициент массоотдачи в жидкой фазе:

г

де: xf1 – опытное значение коэффициента массоотдачи,

D
х1 – опытный коэффициент диффузии в жидкой фазе,

D


ж95 – коэффициент диффузии в жидкой фазе для рассчитываемой разделяемой смеси,

г
де: Dж20 – рассчитываемый коэффициент диффузии при t = 20 o C,

Общий коэффициент массопередачи Kyf:





г
де m – тангенс угла наклона линии равновесия,

Так как величина m является переменной по высоте колонны, находим ее значения для различных концентраций, используя диаграмму Y – X. Предварительно на диаграмму наложим кривую равновесия и линии рабочих концентраций 1 – 3 – 2 при оптимальном значении флегмового числа Ronm = 2.2 (рис.7). В пределах от Xw до Xp выбираем ряд значений X. Для каждого значения X определяем по диаграмме величины (Y* - Yн) и (X – X*) как разность между равновесной и рабочей линиями, а затем по этим значениям находим m (Таблица 5).
Таблица 5.


X

X – X*

Y* - Yн

m

0.012

0.0066

0.01436

2.176

0.1

0.0291

0.05874

2.019

0.2

0.0457

0.07197

1.575

0.3

0.0426

0.0574

1.347

0.367

0.0265

0.0295

1.113

0.4

0.0392

0.0415

1.059

0.5

0.0725

0.0658

0.908

0.6

0.0964

0.0749

0.777

0.7

0.1085

0.0716

0.660

0.8

0.1046

0.0582

0.556

0.9

0.0789

0.0366

0.464

0.974

0.0403

0.016

0.397


Далее подставляем в уравнение общего коэффициента массопередачи полученные значения xf, yf и m для различных значений Х. Результаты заносим в таблицу 6.

Таблица 6.


X

0.012

0.1

0.2

0.3

0.367

0.4

0.5

0.6

0.7

0.8

0.9

0.974

Kyf

162.8

165.0

171.7

175.3

179.2

180.1

182.7

185.0

187.2

189.2

190.9

192.2

3.10 Построение кинетической кривой и определение числа тарелок.
Для построения кинетической кривой на диаграмме Y – X используем формулу:

П
одставляя в эту формулу значения общего коэффициента массоотдачи, полученного для каждого X, находим длины отрезков (Y* - Yк).

Таблица 7.


X

0.012

0.1

0.2

0.3

0.367

0.4

0.5

0.6

0.7

0.8

0.9

0.974

Y* - Yк

0.004

0.016

0.019

0.015

0.007

0.01

0.016

0.018

0.017

0.013

0.008

0.004

На диаграмме Y – X (рис. 7) откладываем (Y* - Yк) от равновесной линии вниз. Полученные точки соединяем плавной линией. Построенная кривая является кинетической кривой.

Число реальных тарелок, которое обеспечивает заданную четкость разделения, находим путем построения ступенчатой линии между рабочей и кинетической линиями. Построение ступенчатой линии проводим от концентраций Xf, Xp и от Xf, Xw.

Число ступеней в пределах концентраций Xf…Xp равно числу реальных тарелок в укрепляющей секции колонны. Число ступеней в пределах концентраций Xf…Xw равно числу реальных тарелок исчерпывающей секции колонны.

В результате построения получаем:


3.11 Определение гидравлического сопротивления колонны.
С
уммарное гидравлическое сопротивление колонны:

где: n – общее число тарелок в колонне, равное 26.


4. Расчет проходного диаметра штуцеров колонны и выбор фланцев.





4.5.1 Штуцер для входа исходной смеси

где: Vи – объемный расход исходной смеси, м3/с ;

w
и – скорость потока, так как смесь поступает в колонну под напором, принимаем скорость равной 1 м/с;

Gи – массовый расход исходной смеси, кг/с;


и – плотность исходной смеси, кг/м3;
Принимаем диаметр штуцера dи = 100 мм.
4
.1 Штуцер для выхода пара в дефлегматор

г
де: Vп - объемный расход пара, м3/с ;

wп – скорость потока пара, принимаем равной 20 м/с;

G
п – массовый расход пара, кг/с;

у – плотность пара, кг/м3;

Mд – молярная масса конечного пара/флегмы;




Принимаем диаметр штуцера dп = 400 мм.

4.2 Штуцер для входа флегмы в колонну

г

де: Vф – объемный расход флегмы, м3/с;

Ф – массовый расход флегмы, кг/с;



ф – плотность флегмы, кг/м3;
Принимаем диаметр штуцера dф = 100 мм.
4.3 Штуцер для выхода кубовой жидкости

г
де: Vк – объемный расход кубовой жидкости, м3/с;

G
к – массовый расход кубовой жидкости, кг/с;







Gw – массовый расход кубового остатка, кг/ч;

L - массовый расход флегмы, кг/ч;

Wк – скорость истечения. Так как жидкость выходит самотеком, принимаем 0.3 м/с.
Принимаем диаметр штуцера dк = 300 мм.
4
.4 Штуцер для входа пара из кипятильника

г
де: Vц – объемный расход пара, выходящего из кипятильника, м3/с;

Gц – массовый расход циркуляционного пара кг/с;

G
куб = Gw


п – плотность пара из кипятильника, кг/м3;

M
ср – молярная масса пара;

Wц – скорость входа потока пара из кипятильника, принимаем 30 м/с.
Принимаем диаметр штуцера dц = 400 мм.
4.5 Изготовление штуцеров и выбор фланцев.
Для упрощения конструктивных деталей колонны, будем изготовлять штуцера из отрезков труб соответствующих диаметров. Внешний вылет штуцеров составляет  1.5 от диаметра штуцера, внутренний -  0.3. Чтобы предупредить попадание жидкости во внутреннее пространство штуцера, подающего циркуляционный пар, труба, из которой он изготовлен, обрезается под углом книзу.

К выступающим отрезкам труб привариваются фланцы плоские стальные (4, стр. 547).
5. Выбор насосов
5.1 Насос для подачи исходной смеси:



Выбираем центробежный насос марки Х45/31

5.2 Насос для подачи флегмы в колонну и насос для подачи дистиллята в холодильник:



Выбираем центробежный насос марки Х45/31


6. Расчет кожухотрубчатого конденсатора (дефлегматора).
6.1 Определение данных для расчета.
М
олярный расход паров:

М
ассовый расход паров:

где: Мср – молярная масса пара, равная 78.364;

Удельная теплота конденсации смеси: r = 519.6 кДж/кг;

Температура конденсации: 80.5 о С;
С
войства конденсата при температуре конденсации:

Плотность:

Д
инамическая вязкость:

Коэффициент теплопроводности:

Т
епло конденсации отводим водой с начальной температурой:

П

римем температуру воды на выходе из конденсатора:

При средней температуре t = 20 о С воды имеет следующие свойства:

П
лотность:

Теплоемкость:

Т

еплопроводность:

Д
инамическая вязкость:

П
рандтль:

6.2 Тепловой расчет.
6
.2.1 Тепловая нагрузка аппарата:

6.2.2 Расход воды:

6

.2.3 Средняя разность температур:

6.2.4 Ориентировочное значение поверхности:

Примем значение коэффициента теплоотдачи К = 500 Вт/м2К, тогда:


П
о каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения» принимаем наиболее близкий к ориентировочному значению площади поверхности конденсатор КНГ: двухходовой, с одной плоской и одной эллиптической крышкой, диаметром кожуха 800 мм, длиной труб – 4000мм, диаметром труб 25х2 мм и поверхностью теплообмена 138 м2.
П
роводим тепловой расчет выбранного конденсатора:

Число Рейнольдса:

К
оэффициент теплоотдачи к воде:
К
оэффициент теплоотдачи от пара, конденсирующегося в пучке горизонтальных труб:

С


умма термодинамических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали и загрязнений со стороны воды и пара:
К

оэффициент теплопередачи:

Требуемая поверхность теплообмена:

И
меем запас по площади:

Т
олщину обечайки кожуха дефлегматора по рекомендации каталога ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения» принимаем 10 мм.

Диаметры штуцеров для входа и выхода охлаждающей воды по каталогу – 250 мм. Диаметр штуцера для входа пара и соответствует штуцеру выхода пара из колонны, а штуцер для слива конденсата соответствует штуцеру для входа флегмы.
6.3 Расчет трубных решеток и фланцев кожуха.
Толщина трубной решетки, исходя из закрепления труб развальцовкой с обваркой, определяется из условия:

г
де: dн – наружный диаметр трубы, равный 25 мм;

tр – шаг между трубами, равный 43 мм.
В соответствии с ГОСТ 28759.2 – 90 «Фланцы сосудов и аппаратов плоские приварные» для конденсатора с D = 800 мм и Ру = 0.6 Мпа толщина фланцев равна 40 мм. Так как фланцы у нас являются одной деталью с трубной решеткой, то толщина ее, соответственно, тоже 40 мм.

7. Расчет и выбор теплообменников.
7.1 Кипятильник
Исходные данные:

Р
асход пара, кг/с:

Коэффициент теплопередачи, Вт/м2К:

Т

емпература жидкости, оС:

Т
емпература греющего пара, оС:

У
дельная теплота парообразования смеси, кДж/кг:
У
дельная теплота конденсации воды, кДж/кг:

Т
епловая нагрузка аппарата, Вт:

Р
асход греющего пара, кг/с:

С
редняя разность температур, оС:

П
лощадь поверхности теплообмена:

По каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения», выбираем испаритель ИН-1 одноходовой с площадью теплообмена 41 м2. Диаметр кожуха - 600 мм, длина труб – 2000мм, количество – 131шт.

7.2 Холодильник.
Исходные данные:

Р
асход дистиллята, кг/с:

К
оэффициент теплопередачи, Вт/м2К:

Т
емпература дистиллята, оС:

Т
емпература охлаждающей воды, оС:

Т
еплоемкость воды, Дж/кгК:

Т
епловая нагрузка аппарата, Вт:

Расход охлаждающей воды, кг/с:

С

редняя разность температур, оС:

П
лощадь поверхности теплообмена, м2:

По каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения», выбираем холодильник ХК двухходовой с площадью теплообмена 24 м2. Диаметр кожуха - 426 мм, длина труб – 3000 мм.
7.3 Рекуператор.
Исходные данные:

Р
асход греющей жидкости (кубовая жидкость), кг/с:

Р
асход обогреваемой жидкости (исходная смесь), кг/с:

К
оэффициент теплопередачи, Вт/м2К:

Т
емпература исходной смеси, оС:

Т
емпература кубовой жидкости, оС:

Т
еплоемкость исходной смеси:

Т
еплоемкость кубовой жидкости:

Т
епловая нагрузка аппарата:

К
онечная температура исходной смеси:

Средняя разность температур:





П
лощадь поверхности теплообмена:

По каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения», выбираем теплообменник одноходовой с площадью теплообмена 77 м2. Диаметр кожуха - 600 мм, длина труб – 3000 мм.
7.4 Подогреватель.
Исходные данные:

Р
асход исходной смеси, кг/с:

К
оэффициент теплопередачи, Вт/м2К:

Т
емпература жидкости, оС:

Т
емпература греющего пара, оС:

Удельная теплота конденсации воды, кДж/кг:

Т

епловая нагрузка аппарата, Вт:

Р
асход греющего пара, кг/с:

Средняя разность температур, оС:

П
лощадь поверхности теплообмена:





По каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения», выбираем теплообменник двухходовой с площадью теплообмена 51 м2. Диаметр кожуха - 600 мм, длина труб – 3000 мм.

8. Тепловой баланс процесса ректификации.


Q1 + Q2 + Q3 = Q4 + Q5 + Q6

Q1 = 3154000 - тепло, поступающее в кипятильник ректификационного аппарата с греющим паром, Вт.

Q2 = 1286600 - тепло, поступающее с разделяемой смесью, Вт.

Q3 = 428900 - тепло, поступающее с флегмой, Вт.

Q4 = 3849000 - тепло, уходящее с парами, Вт.

Q5 = 102298 – тепло, уходящее с остатком, Вт.

Q6 – тепло, выделяемое в окружающую среду.
Q6 = Q1 + Q2 + Q3 - Q4 - Q5 = 918202 Вт.
Для снижения тепловых потерь возможно применение тепловой изоляции как на колонне и теплообменниках, так и на трубопроводах.

Список литературы:


  1. «Основные процессы и аппараты химической технологии», пособие по проектированию под ред. Ю. И. Дытнерского. М., «Химия» 1991 г.

  2. К.Ф. Павлов, П. Г. Романков, А. А. Носков. «Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии». Л., «Химия», 1987г.

  3. Г. Я. Рудов, Д. А. Баранов. «Расчет тарельчато ректификационной колонны», методические указания. М., МГУИЭ, 1998г.

  4. А. А. Лащинский, А. Р. Толчинский. «Основы конструирования и расчета химической аппаратуры». М, 1968г.

  5. «Краткий справочник физико-химических величин». М., «Химия», 1967г.

  6. Каталог «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения». М., «ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ», 1991г.

  7. Каталог «Емскостная стальная сварная аппаратура». М., «ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ», 1969г.


Кафедра «Процессы и аппараты химической технологии»
Учебный материал
© nashaucheba.ru
При копировании укажите ссылку.
обратиться к администрации