Число реальных тарелок определяется как отношение числа теоретических тарелок к коэффициенту полезного действия тарелки, т.е
.
При проектировании колонных массообменных аппаратов коэффициент полезного действия тарелок с переливными устройствами с достаточной для технических расчётов точностью может быть определён по уравнению:
,
где μж – вязкость жидкости, Па∙с;
α – коэффициент относительной летучести компонентов;
hп – высота сливного порога, м;
О и V – массовые расходы жидкости и пара.
Поскольку все приведенные выше величины различны для верхней и нижней частей колонны, расчёт числа реальных тарелок и коэффициентов полезного действия проведём раздельно для концентрационной и отгонной частей колонны при их средних температурах.
Верхняя часть колонны.
При средней температуре верхней части колонны равной 93,5 оС: Рб=1112,4 мм рт. ст., Рт=451,4 мм рт. ст.; x’б=0,72мольн. доли; x’т=0,28 мольн. доли (получено интерполяцией данных таблицы 1.1); μб=0,279 мПа∙с; μт=0,287 мПа∙с [4, c.516]; О=3,316 кг/с; V=4,733 кг/с; Nт=5.
Тогда 
.
Па∙с.
.
Принимаем целое число тарелок в верхней части колонны равное 10.
Нижняя часть колонны.
При средней температуре нижней части колонны, равной 106,5оС:
Рб=1599 мм рт. ст.; Рт=681,5 мм рт. ст.; x’б=0,22 мольн. доли; x’т=0,78 мольн. доли; μб=0,247 мПа∙с; μт=0,258 мПа∙с; О=5,261 кг/с; V=3,9 кг/с; Nт=9. Тогда
;
Па∙с;
.
Принимаем число тарелок в нижней части колонны равным 15. Общее число тарелок в колонне
.
2.9 Расчёт высоты колонны
Высота колонны рассчитывается по уравнению:
, м,
где Н1 – высота сепарационного пространства – расстояние от верхней тарелки до выпуклой части крышки;
Н2 – высота концентрационной части колонны;
Н3 – высота эвапорационной части колонны (зоны питания колонны);
Н4 – высота отгонной части колонны;
Н5 – высота низа колонны – расстояние от нижней тарелки до выпуклой части днища.
м
м
м
м
м.
Принимают 0,25, если днище эллиптическое и 0,5, если – полушаровое. Полушаровые днища используют, если диаметр колонны больше 3,4м.
м.
Ректификационные колонны нефтегазоперерабатывающих заводов обычно устанавливают на открытом воздухе и крепят к фундаменту при помощи опор. Высоту опорной части выбирают в зависимости от эксплуатационных условий и принимают в пределах (1÷2)D.
2.10 Расчёт диаметра штуцеров
Диаметр штуцеров определяют из уравнения расхода:
, м
где V – объёмный расход потока, м3/с;
ω – допустимая линейная скорость потока, м/с.
Величина допустимой скорости потока для расчёта диаметра штуцеров (а также трубопроводов и других деталей и узлов нефтехимических аппаратов) принимается по опытным данным скоростей движения жидкостей и газов (паров) в промышленных условиях, приведённым в таблице 2.4.
Таблица 2.4
Ориентировочные значения допустимой скорости потока
| Среда и условия движения | Скорость, м/с |
| Маловязкие жидкости (до 0,01 Па∙с) при перекачивании насосом Вязкие жидкости (свыше 0,01 Па∙с) при перекачивании насосом Жидкости (конденсаты) при движении самотёком Пар насыщенный Пар перегретый (газы) Парожидкостный поток в пересчёте на однофазный жидкостный поток | 0,5-3,0 0,2-1,0 0,1-0,5 15-25 20-50 0,5-1,0 |
По рассчитанным значениям диаметров штуцеров принимают нормализованные диаметры, числовые значения которых приведены ниже.
dш (мм): 20, 25, 32, 40, 65, 80, 100, 125, 150, 200, 250, 300, 350, 400, 500, 600, 800.
Штуцер ввода сырья:
В рассматриваемом примере сырьё в колонну подаётся в парожидкостном состоянии, объёмный расход которого определим по уравнению:
, м3/с,
где L – массовый расход сырья, кг/с;
ρс – плотность сырья, кг/м3.
Принимая, что составы паровой и жидкой фаз сырья соответствуют составам этих фаз в зоне питания колонны, определим их плотности как средние из значений плотностей соответствующих фаз верхней и нижней частей колонны.
кг/м3
кг/м3
кг/м3
м/с
Примем скорость потока сырья 1 м/с.
м.
Принимаем d=80 мм.
Штуцер выхода паров из колонны
м.
Принимаем d=300 мм.
Штуцер ввода холодного орошения
м.
Принимаем d=50 мм.
0,0029 м3/с – объёмный расход холодного орошения, состав которого соответствует составу дистиллята, и, следовательно, плотность практически равна плотности чистого бензола при температуре 35 оС – 863 кг/с. [4,c. 512]
Штуцер вывода кубовой жидкости
м
Принимаем d=150 мм.
Штуцер ввода парового орошения
м
Принимаем d=300 мм.
Литература
1. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. – М.: Химия, 1971. – 296с.
2. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. – М.: Химия, 1978. – 278с.
3. Плановский А.Н., Рамм В.М., Каган С.З. Процессы и аппараты химической технологии. – М.: Химия, 1968. – 847с.
4. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л.: Химия, 1987. – 576с.
5. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского. – М.: Химия, 1983. – 273с.
6. Варгафтик Н.Б. Справочник по теплофизическим свойствам газов и жидкостей. – М.: Физматгиз, 1963. – 708с.
7. Рид Р. и др. Свойства газов и жидкостей. – Л.: Химия, 1982. – 592с.
8. Танатаров М.А. и др. Технологические расчёты установок переработки нефти. – М.: Химия, 1987. – 352с.
9. Скобло А.И., Молоканов Ю.К., Владимиров А.И., Щелкунов В.А. Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии. – М.: Недра, 2000. – 678с.
10. Сарданашвили А.Г., Львова А.И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. – М.: Химия, 1980. – 256с.
11. Машины и аппараты химических производств. Примеры и задачи. Под ред. В.Н. Соколова. – Л.: Машиностроение, 1982. – 384с.
Федеральное агентство по образованию
Государственное образовательное учреждение высшего профессионального образования
«Тюменский Государственный Нефтегазовый Университет»
Технологический институт
Кафедра ТНХС
Расчетно-пояснительная записка
к курсовому проекту
«Расчёт ректификационной колонны непрерывного действия для разделения бинарной смеси бензол – толуол»
Выполнила – ст. гр. ХТО – 01 – 1
Иванова И.М.
Руководитель – доц. Беев Э.А.
Тюмень, 2005г.
Содержание
Введение
Исходные данные для расчёта
1. Технологический расчёт
1.1. Материальный баланс колонны
1.2. Определение давления и температуры в колонне
1.3. Построение диаграмм фазового равновесия и кривых изобар
1.4. Определение флегмового числа и числа теоретических тарелок
1.5. Тепловой баланс колонны
1.6. Определение внутренних материальных потоков в ректификационной колонне
2. Гидравлический расчёт колонны
2.1. Выбор расстояния между тарелками
2.2. Определение диаметра колонны
2.3. Основные размеры тарелки
2.4. Диапазон устойчивой работы тарелки
2.5. Гидравлическое сопротивление тарелки
2.6. Определение межтарельчатого уноса жидкости
2.7. Расчёт переливного устройства
2.8. Определение числа реальных тарелок
2.9. Расчёт высоты колонны
2.10.Расчёт диаметра штуцеров
Литература
Приложения:
· Титульный лист
· Таблица вариантов заданий для расчёта ректификационной колонны.
Варианты заданий для расчёта ректификационной колонны
| № | Разделяемая смесь | Производи- тельность,кг/ч | Доля отгона е | Содержание НКК, % масс. | Давление в колонне, мм Hg | Тип тарелки | ||
| хL | yD | xW | ||||||
| ацетон – бензол | 0,4 | 0,35 | 0,96 | 0,06 | колпачковая | |||
| бензол – толуол | 0,25 | 0,4 | 0,97 | 0,05 | клапанная | |||
| гексан – гептан | 0 (кип. ж) | 0,5 | 0,98 | 0,04 | из S – обр. | |||
| гексан – октан | 0,2 | 0,45 | 0,97 | 0,07 | ситчатая | |||
| гептан – октан | 0,3 | 0,38 | 0,96 | 0,05 | колпачковая | |||
| этиловый спирт – вода | 0,25 | 0,43 | 0,94 | 0,06 | клапанная | |||
| вода – бутиловый спирт | 0 (кип. ж) | 0,48 | 0,97 | 0,04 | из S – обр. | |||
| ацетон - этанол | 0 (кип. ж) | 0,5 | 0,98 | 0,06 | ситчатая | |||
| пентан - гексан | 0,4 | 0,33 | 0,95 | 0,05 | колпачковая | |||
| ацетон - толуол | 0,35 | 0,35 | 0,94 | 0,04 | клапанная | |||
| хлороформ - бензол | 0,25 | 0,4 | 0,97 | 0,07 | ситчатая |
ФЕДЕРАЛЬНОЕ АГЕНСТВО ПО ОБРАЗОВАНИЮ
Государственное образовательное учреждение высшего профессионального образования
«ТЮМЕНСКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ НЕФТЕГАЗОВЫЙ УНИВЕРСИТЕТ»
