Подбор, чертёж

Задание на курсовую работу
Рассчитать ректификационную колонну непрерывного действия с ситчатыми тарелками для разделения бинарной смеси бензол-уксусная кислота и подобрать необходимую теплообменную аппаратуру, если производительность по исходной смеси GF=12 т/ч, содержание легколетучего компонента в исходной смеси xF=36, в дистилляте xD=93, в кубовом остатке xW=2,0 %масс.; греющий пар имеет абсолютное давление 4кгс/см2.
Бензол - органическое химическое соединение, бесцветная жидкость со специфическим сладковатым запахом. Простейший ароматический углеводород.
Формула:С6Н6
Молекулярная масса:78,11кг/кмольТемпературакипения:80,2оС
Мольныйобъем:96,0см2/моль
ПлотностьприТ=20оС:879кг/м3
Содержание
TOC \o "1-3" \h \z \u Введение PAGEREF _Toc76508684 \h 41. Описание технологической схемы ректификационной установки PAGEREF _Toc76508685 \h 62. Конструкция ректификационной колонны с ситчатыми тарелками PAGEREF _Toc76508686 \h 73.Технологические расчеты PAGEREF _Toc76508687 \h 103.1. Материальный баланс ректификационной колонны PAGEREF _Toc76508688 \h 103.2. Определение скорости пара и диаметра колонны PAGEREF _Toc76508689 \h 133.3.Определение реального числа тарелок PAGEREF _Toc76508690 \h 163.4.Гидравлический расчет тарелок PAGEREF _Toc76508691 \h 174. Подбор теплообменного оборудования PAGEREF _Toc76508692 \h 214. 1. Расчет холодильника дистиллята PAGEREF _Toc76508693 \h 214. 2. Расчет холодильника кубового остатка PAGEREF _Toc76508694 \h 224. 3. Расчет дефлегматора PAGEREF _Toc76508695 \h 244. 4. Расчет подогревателя исходной смеси PAGEREF _Toc76508696 \h 254. 5. Расчет кипятильника PAGEREF _Toc76508697 \h 27Выбор конструкции ректификационной колонны PAGEREF _Toc76508698 \h 29Заключение PAGEREF _Toc76508699 \h 31Список использованных источников PAGEREF _Toc76508700 \h 32
ВведениеВ химической и нефтехимической промышленности широко используются массообменные процессы, основанные на переносе вещества из одной фазы в другую.
Ректификация как один из важнейших процессов широко применяется в ряде отраслей промышленности: нефтехимической, химической, пищевой. На производственных предприятиях большой мощности применяется непрерывная ректификация, которая имеет следующие преимущества:
- постоянные условия работы установки, что позволяет установить точный режим, упрощает обслуживание и облегчает автоматизацию процесса;
- отсутствие простоев между операциями (выгрузка, загрузка);
- меньший расход теплоты, причем возможно использование теплоты кубовой жидкости для подогрева исходной смеси в теплообменнике.
Ректификация – процесс разделения жидких смесей за счет противоточного массо- и теплообмена между парами и жидкостями. В процессе ректификации по всей высоте колоны происходит непрерывный обмен между жидкой и паровой фазой. Жидкая фаза обогащается высококипящими компонентами, а паровая фаза – низкокипящими.
Высококипящий компонент – компонент смеси, имеющий наименьшее давление паров при данной температуре и наибольшую температуру при одинаковом для всех компонентов смеси давления.
Низкокипящий компонент – компонент смеси, имеющий наибольшее давление паров и наименьшую температуру.
Процесс ректификации предназначен для разделения жидких смесей практически чистые компоненты или фракции, различающиеся температура кипения.
Процесс ректификации осуществляется в ректификационной установке, основным аппаратом которой является ректификационная колонна.
В тарельчатых ректификационных колоннах поверхность соприкосновения фаз развивается потоками газа, распределяющегося в жидкости в виде пузырьков и струек. Такое движение газа осуществляется в тарельчатых колоннах с колпачковыми, ситчатыми, клапанными или провальными тарелками и называется барботажем. Преимуществами тарельчатых ректификационных колонн являются хороший контакт между фазами и возможность работы при любом, в том числе при низком, расходе жидкости.
Цель курсового проекта- формирование навыков проектирования ректификационных колонн.
Задачи курсового проекта:
- дать теоретическое обоснование физико-химических основ процесса ректификации;
- выполнить технологический расчет ректификационной колонны с определением размеров аппарата;
- выполнить гидравлический расчет ректификационной колонны;
- выбрать конструкцию ректификационной колонны для заданных условий.

1. Описание технологической схемы ректификационной установкиПринципиальная технологическая схема ректификационной установки представлена на рисунке 1. Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси ХF.

Рисунок1 -Принципиальная схема ректификационной установки 1 – емкость для исходной смеси; 2,9 – насосы; 3 – теплообменник-подогреватель; 4 – кипятильник; 5 – ректификационная колонна; 6 – дефлегматор; 7 – холодильник дистиллята; 8 – емкость для сбора дистиллята; 10 – холодильник кубовой жидкости; 11 – емкость для кубовой жидкости.
Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике4. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка Хw, т.е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава Хp, получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения – дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8.
Из кубовой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость – продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11.
Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом).
Зона питания делит колонну на две части. Верхняя (укрепляющая) частьобеспечивает наибольшее укрепление поднимающихся паров, т.е. обогащение их низкокипящим компонентом. Нижняя, или кубовая (исчерпывающая) часть, обеспечивает наибольшее удаление из жидкости низкокипящего компонента.
2. Конструкция ректификационной колонны с ситчатыми тарелкамиДля проведения процесса ректификации применяют в основном аппараты колонного типа. В зависимости от способа создания поверхности фазового контакта эти аппараты подразделяются на две группы:
- аппараты, в которых поверхность фазового контакта создается потоками пара и жидкости;
- аппараты, в которых поверхность фазового контакта является поверхностью жидкости, растекающейся по специальной насадке.
К колоннам с организованным переливом жидкости относятся аппараты с ситчатыми, колпачковыми, клапанными тарелками.
Колонна с ситчатыми тарелками представляет собой вертикальный корпус с горизонтальными тарелками, в которых равномерно по всей поверхности просверлено значительное число отверстий диаметром 1….5 мм.
Пар проходит через отверстия тарелки (рисунок 2) и распределяется в жидкости в виде мелких струек; лишь на некотором расстоянии от дна тарелки образуется слой пены и брызг – основная область массообмена и теплообмена на тарелке.
Рисунок 2 – Схема работы ситчатой тарелки
Для слива жидкости и регулирования ее уровня на тарелке используются переливные трубы, нижние концы которых погружены встакан (приемный стакан). Пар проходит через отверстия и барботирует через слой жидкости на тарелке. Высота слоя жидкости составляет 25…30 мм и определяется положением верхних концов переливных труб.
При низких значениях нагрузки по жидкости обычно используют переливные трубыили специальные конструкции переливов с кольцевым движением жидкости на тарелке. В последнем случае корпус аппарата и полотно тарелки разделяются вертикальной перегородкой на две части, что позволяет вдвое уменьшить длину сливной перегородки и увеличить нагрузку по жидкости на единицу длины сливной перегородки.
При слишком малой скорости пара жидкости может проваливаться через отверстия верхней тарелки на ниже расположенную, что приводит к значительному снижению интенсивности массообмена. При больших нагрузках гидравлическое сопротивление тарелки сильно возрастает, наблюдается унос жидкости. Поэтому паровой поток должен двигаться с определенной скоростью и иметь давление, достаточное для того, чтобы преодолеть давления слоя жидкости и предотвратить стекание жидкости через отверстия тарелки.
Стремление увеличить производительность колонны по паровой фазе привело к разработке переливных устройств, оснащенных в месте ввода жидкости на тарелку дополнительной горизонтальной перегородкой, под которой располагаются контактные элементы. Такая конструкция устраняет «мертвые» зоны под сливным карманом, что позволяет увеличить производительность колонны на 10-20 %.
Проскок жидкости у ситчатых тарелок возрастает с увеличением диаметра тарелки и отклонением ее от строго горизонтального положения. 
Ситчатые тарелки отличаются простотой устройства и высокой эффективностью, работают устойчиво в широком интервале скоростей пара. Вместе с тем данные тарелки чувствительны к загрязнениям и осадкам (происходит забивка отверстий).

3.Технологические расчеты3.1. Материальный баланс ректификационной колонныОбозначим массовый расход
- дистиллята – GD
- кубового остатка –GW
- питания – GF
Уравнение материального баланса
GF= GD + GW=12000кг/ч
GFXF = GDXD + GWXW,(1)
Расход дистиллята
GD = GF (XF - XW)/(XD - XW), (2)
GD = 12000(36-2)/(93 -2)=4484кг/ч
Расход кубового остатка
GW= GF–GD
GW= 12000-4484 =7516 кг/ч
Концентрация питания дистиллята и кубового остатка в мольных долях
Питание
XF = XFMA/(XFMA+100- XFMB)(3)
XF = 3678,11/(3678,11+100- 3660,05)=0,302
Дистиллят
XD = XDMA/(XDMA+100- XDMB),(4)
XD= 9378,11/(9378,11+100-9360,05)=0,911
Кубовый остаток
XW = XWMA/(XWMA+100- XWMB),(5)
XW= 278,11/(278,11+100-260,05)=0,015
По рисунку 1 определяем состав пара, равновесного к исходной смеси:
YF*=0,685Минимальное флегмовое число:
Rmin= XD-YF*YF*-XF,(6)
Rmin= 0,911-0,6850,685-0,302 =0,59Рабочее флегмовое число:
R=1,3*Rmin+0,3 (7)
R=1,3*0,59+0,3 =1,067
Рабочие линии для укрепляющей и отгонной частей колонн построены на рисунке 2. Построение производилось следующим образом:
Отрезок, отсекаемый на оси ординат: b = xD/(R+1) =
= 91,1/(1,067+1) = 44 %
Диагональ – линия равных составов жидкости и пара. Через точку на диагонали составом 91,1 % и точку на оси ординат составом 44 % проводится отрезок. Часть этого отрезка при х = (30,1 – 91,1) % является рабочей линией укрепляющей части колонны.
Рабочей линией отгонной части колонны является отрезок, проведенный из конца рабочей линии укрепляющей части при х=30,1 в точку на диагонали составом 1,5%.
Также по рисунку 2, сделав соответствующие построения, находим число теоретических тарелок.
Число теоретических тарелок в укрепляющей части колонны: nут = 4
Число теоретических тарелок в отгонной части колонны: noт = 4

533403810Рисунок 1 – Диаграмма t - x,y


Рисунок 2 – Диаграмма Y* - X
3.2. Определение скорости пара и диаметра колонны Средние концентрации жидкости:
а) в верхней части колонны
X’cp= XF+XD2,(10)
X’cp= 0,302+0,9112=0,61б) в нижней части колонны
X’’с p= XF+XW2, (11)
X’’с p= 0,302+0,0152=0,16Средние концентрации пара находим по рабочим линиям (cм. рис.2):
а) в верхней части колонны:
у’cp= 0,76
б) в нижней части колонны:
у’’сp= 0,3
Средние температуры пара определяем по диаграмме t - x,y(рис 1).
а) t’с p= 90,7 оС при y’cp= 0,76
б) t’’с p=110,0 оС при y’сp=0,3
Средние мольные массы и плотности пара:
а) M’cp= Y’cp*MA+(1-Y'c p)MB, (12)
M’cp= 0,76*78,11 +(1-0,76)*60,05=73,8 кг/кмольρ’cp = Mcp'*T022,4*Tcp',(13)
ρ’cp= 73,8*27322,4*(90,7+273)=2,47 кг/м3
б)M’’cp= Y”cp*MA+(1-Y’’cp)MB , (14)
M’’cp= 0,3*78,11 +(1-0,3)*60,05=65,5 кг/кмольρ’’cp = Mcp''*T022,4*Tcp'',(15)
ρ’’cp = 65,5*27322,4*(273+110)=2,08 кг/м3
Средняя плотность в колонне
ρп= ρcp'+ρcp''2,(16)
ρп= 2,47+2,082=2,28 кг/м3
Температуры потоков (по рисунку 1):
- вверху колонны при XD=0,911 –tD=81,3оС
- в кубе-испарителе при XW=0,015; tW=116,5оС
Плотности жидких компонентов А и В:
-при tD=81,3оС ρa= 718 кг/м3, ρb= 814 кг/м3
-при tW=116,5оС ρa= 670 кг/м3, ρb= 774 кг/м3
Плотность смеси рассчитывается по формуле:
ρD=1ааρa+1-ааρb=10,93718+1-0,93814=724,0 кг/м3ρW=1ааρa+1-ааρb=10,02670+1-0,02774=771,6 кг/м3Средняя плотность
ρж = ρD+ρW2,(17)
ρж= 724,0+771,62=747,8 кг/м3
Скорость пара в колонне
ω = Сρж/ρn, (18)
ω = 0,032747,8/2,28=0,58 м/сгде С – коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками(рисунок7.2,[2]). Расстояние между тарелками принимается предварительно Нт = 300мм.
Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне
tcp =tcp'+tcp''2tcp =363,7+3832=373,4 К
υ = GDR+1*22,4*Tcp*P0MD*T0*3600P, (19)
υ = 4484*1,067+1*22,4*373,4*1,03376,50*273*3600*1= 1,065 м3/с
де MD– мольная масса дистиллята
MD=XD*MA+ (1-XD)*MB, (20)
MD=0,911 *78,11+ (1-0,911)*60,05=76,50 кг/кмоль Диаметр колонны
D=υ0,785ω ,(21)
D=1,0650,785*0,58 =1,53 м
Диаметр колонны выбираем из ряда-1600 мм.
Тогда скорость пара в колонне будет
ω=υ0,785D2,(22)
ω=1,0650,785*1,62=0,53 м/с
Уточняем расстояние между тарелками
при D>0,8 мНт=0,34D0,57(23)
Нт=0,34*1,60,57= 0,44 м
Выбираем из ряда расстояние между тарелками 500 мм.
3.3.Определение реального числа тарелокДля определения среднего к.п.д. тарелок находим коэффициент относительной летучести при tcp = 100,4оС
α=РaРb=1344417=3,22Динамический коэффициент вязкости бензола при tcp = 100,4оС μ =0,261 мПа*с, уксусной кислоты μ =0,46 мПа*с.
Динамическая вязкость исходной смеси рассчитывается по формуле:
lgμ=xalgμa+1-xalgμbμ=μaxF*μb1-xF=0,2610,302*0,461-0,302=0,388αμ = 3,22*0,388 = 1,25
Тогдаη = 0,45(рисунок 7.4, [2]).
Число тарелок в верхней части колонны
n’ = nт'η,(25)
n’ = 40,45=9
в нижней части колонны
n’’ = nт''η,(26)
n’’ = 40,45=9
всего n = n’+n‘‘
n =9+9=18
Принимаем общее число тарелок с запасом n = 22, из них в верхней части 11 и в нижней 11 тарелок.
Высота тарельчатой части колонны
H=(n-1)*h,(27)
H=(22 -1)*0,5 = 10,5 м
3.4.Гидравлический расчет тарелокПринимают следующие размеры ситчатых тарелок:
- диаметр отверстий do=4 мм;
- высота сливной перегородки hп=40 мм
- свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) Sсв 6,0% от общей площади тарелки
- площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами 20%;
- периметр сливной перегородки, П=0,795 м
а) Верхняя часть колонны
Гидравлическое сопротивление сухой тарелки
ΔР’сух = ξωо2ρn'2,(28)
ωо= ωnSсв,(29)
ωо= 0,530,06=8,83 м/сΔР’сух = 1,82*8,832*2,472= 175,38 Па
где ξ = 1,82 – коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок.
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения
ΔP’б = 4σdo,(30)
где σ–поверхностное натяжение жидкости при средней температуре t’cp = 100,4 oC. Для бензола σ = 18,8мН/м, для уксусной кислоты σ = 19,4 мН/м. Т.к. значения близки, для смеси возьмем среднее значение: σ = 19,1 мН/м
ΔP’б = 4*19,1*10-30,004=19,1 Па
Высота слоя над сливной перегородкой
Δh’ = (υж1,85Пk)2/3,(31)
гдеυж – объемный расход жидкости, м3/с;
k=ρпж/ρж ≅ 0,5
υ’ж = GDRMcp'MDρж'; (32)
υ’ж = 4484*1,067*73,876,50*724,0*3600=0,001771 м3/с
где М’cp – средняя мольная масса жидкости
Δh’ = (0,0017711,85*0,5*0,795)2/3 =0,018 м
Высота парожидкостного слоя
h‘пж = hп + Δh’, (33)
h‘пж =0,04 +0,018=0,058 м
Сопротивление парожидкостного слоя
P’пж = 1,3hпж*k * ρж * g, (34)
P’пж = 1,3*0,058*0,5*724,0*9,81=267,6 Па
Общее сопротивление тарелки
ΔР’ = ΔP’сух + ΔР’σ + ΔP’пж, (35)
ΔР’ = 175,38 +19,1 +267,6= 462,1 Па
б) нижняя часть колонны
ΔР’’сух = ξωо2ρn''2, (36)
ΔР’’сух = 1,82*8,832*2,082=147,69 Па
υ’’ж= (GDRMD+ GFMF) Mcp''ρж'', (37)MF= XF*MБ+(1-XF)*Mук.к-ты (38)MF=0,302*78,11+(1-0,302)*60,05=65,50 кг/кмольυ’’ж = (4484*1,06776,50 + 1200065,50) 65,5771,6*3600=0,005795 м3/с
Δh’’= (0,005795 1,85*0,97*0,5)2/3=0,0396 м
h''пж = hп + Δh’’, (39)
h''пж =0,0396 +0,04=0,0796 м
ΔP’’пж = 1,3h‘‘пжkρ’’жg,(40)
ΔP’’пж = 1,3*0,0796*0,5*771,6*9,81=391,6 Па
ΔР’’ = ΔP’’сух + ΔР’’σ + ΔP’’пж,(41)
ΔР’’ = 147,69+19,1+391,6=558,43 Па
Проверим, соблюдается ли при расстоянии между перегородками необходимое условие для нормальной работы тарелок h>1,8ΔРρжg.
Считаем для той части колонны, где гидравлическое сопротивление больше.
1,8558,43 771,6×9,81 = 0,13м
h= 0,5м > 0,13м
условия соблюдаются.
Проверим равномерность работы тарелок – рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях 0min , достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:
0min=0,67*gжhпжξп=0,67*9,81*771,6*0,07961,82*2,08=8,5 м/сДоля свободного сечения тарелки Fc = 0,06.
Рассчитанная скорость пара:
0=пFc=0,530,06=8,5 м/с0>0min, следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.
4. Подбор теплообменного оборудования4. 1. Расчет холодильника дистиллятаОпределим тепловую нагрузку на теплообменник:
Q=D∙cD(tD-tк)гдеcD – теплоемкость дистиллята при средней температуре tcp, Дж/кг∙К;
tк – конечная температура дистиллята, оС.
Примем конечную температуру дистиллята равной 35 оС. Средняя температура дистиллята составит:
tcp=81,3+352=58,15 ℃Удельная теплоемкость бензола при температуре 58,15 ℃ составляет 1885,50 Дж/кг∙К. Удельная теплоемкость уксусной кислоты при температуре 58,15 ℃ составляет 2157,85 Дж/кг∙К [2].
Определим теплоемкость дистиллята:
cD=cбXD+cу(1-XD)гдеcб – теплоемкость бензола при средней температуре, Дж/кг∙К;
cу– теплоемкость уксусной кислоты при средней температуре, Дж/кг∙К;
XD – массовая доля бензола в дистилляте.
cD=1885,50∙0,93 +2157,85 1-0,93=1904,56 Дж/кг∙К Q=1,246∙1904,5681,3-35=109834,8 ВтСоставит температурную схему процесса:
Дистиллят: 81,3 оС→35 оСВода 30 оС ←15 оСОпределим большую и меньшую разность температур на концах теплообменника:
∆tб=81,3-30=51,3 оС∆tм=35-15=20 оС∆tб/∆tм=51,3/2=2,565
Так как ∆tб/∆tм>2, полезную разность температур определяем по формуле:
∆tcp=∆tб-∆tмln∆tб∆tм∆tcp=51,3 -20ln51,3 20=33,229 ℃Поверхность теплообмена определим по формуле:
Fop=QKop∙∆tcpгдеKop – ориентировочное значение коэффициента теплопередачи, Вт/(м2∙К).
Принимаем Kop=120 Вт/(м2∙К) [1].
Fop=109834,8120∙33,229 =27,55 м2Выбираем кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками:
Таблица 1 - Техническая характеристика холодильника дистиллята
Диаметр кожуха теплообменника 0,4 м
Диаметр теплообменных труб 25х2 мм
Количество теплообменных труб 111
Длина теплообменных труб 4 м
Количество ходов по трубному пространству 1
Номинальная поверхность теплообмена 35 м2Запас поверхности теплообмена 27,1%
4. 2. Расчет холодильника кубового остаткаОпределим тепловую нагрузку на теплообменник:
Q=W∙cW(tW-tк)гдеcW – теплоемкость кубового остатка при средней температуре tcp, Дж/кг∙К;
tк – конечная температура кубового остатка, оС.
Примем конечную температуру кубового остатка равной 35 оС. Средняя температура кубового остатка составит:
tcp=116,5+352=75,75 ℃Удельная теплоемкость бензола при температуре 75,75 ℃ составляет 1927,40 Дж/кг∙К. Удельная теплоемкость уксусной кислоты при температуре 75,75 ℃ составляет 2262,6 Дж/кг∙К [1].
Определим теплоемкость кубового остатка:
cW=cбXW+cу(1-XW)гдеcб – теплоемкость бензола при средней температуре, Дж/кг∙К;
cу– теплоемкость уксусной кислоты при средней температуре, Дж/кг∙К;
XD – массовая доля бензола в кубовом остатке.
cW=1927,40∙0,02 +1927,40∙1-0,02=2255,90 Дж/кг∙К Q=2,088∙2255,90116,5-35=383849,5 ВтСоставит температурную схему процесса:
Кубовый остаток: 116,5 оС→35 оСВода 30 оС ←15 оСОпределим большую и меньшую разность температур на концах теплообменника:
∆tб=116,5-30=86,5 оС∆tм=35-15=20 оС∆tб/∆tм=86,5/20=4,325
Так как ∆tб/∆tм>2, полезную разность температур определяем по формуле:
∆tcp=86,5-20ln86,5 20=45,411 ℃Принимаем Kop=120 Вт/(м2∙К) [2].
Поверхность теплообмена определим по формуле:
Fop=383849,5120∙45,411 =70,44 м2Выбираем кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками:
Таблица 2- Техническая характеристика холодильника кубового остатка
Диаметр кожуха теплообменника 0,8 м
Диаметр теплообменных труб 20х2 мм
Количество теплообменных труб 717
Длина теплообменных труб 2 м
Количество ходов по трубному пространству 1
Номинальная поверхность теплообмена 90 м2Запас поверхности теплообмена 27,8%
4. 3. Расчет дефлегматораОпределим тепловую нагрузку на теплообменник:
Q=D∙rD(1+R)гдеr- удельная теплота конденсации дистиллята, Дж/кг;
Температура конденсации дистиллята составляет 81,3 оС.
Удельная теплота конденсации бензола при температуре 81,3 ℃ составляет 393500 Дж/кг. Удельная теплота конденсации уксусной кислоты при температуре 81,3 ℃ составляет 415000 Дж/кг [2].
Определим удельную теплоту конденсации дистиллята:
rW=rбXD+rу(1-XD)гдеrб – удельная теплота конденсации бензола при средней температуре, Дж/кг∙К;
rу– удельная теплота конденсации уксусной кислоты при средней температуре, Дж/кг∙К;
XD – массовая доля бензола в кубовом остатке.
cW=393500∙0,93 +415000∙1-0,93=395005 Дж/кг Q=1,246∙3950051+1,067=1016965 ВтСоставит температурную схему процесса:
Дистиллят: 81,3 оС (пар) →81,3 оС (жидкость)
Вода 30 оС ←15 оСОпределим большую и меньшую разность температур на концах теплообменника:
∆tб=81,3-15=66,3 оС∆tм=81,3-30=51,3 оС∆tб/∆tм=66,3/51,3=1,292
Так как ∆tб/∆tм<2, полезную разность температур определяем по формуле:
∆tcp=∆tб+∆tм2=66,3+51,32=58,8℃Принимаем Kop=300 Вт/(м2∙К) [1].
Поверхность теплообмена определим по формуле:
Fop=1016965 300∙58,8 =57,65 м2Выбираем кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками:
Таблица 3 - Техническая характеристика дефлегматора
Диаметр кожуха теплообменника 0,6 м
Диаметр теплообменных труб 20х2 мм
Количество теплообменных труб 389
Длина теплообменных труб 3 м
Количество ходов по трубному пространству 1
Номинальная поверхность теплообмена 73 м2
Запас поверхности теплообмена 26,6%
4. 4. Расчет подогревателя исходной смесиОпределим тепловую нагрузку на теплообменник:
Q=F∙cF(tF-tн)гдеcF – теплоемкость исходной смеси при средней температуре tcp, Дж/кг∙К;
tн – начальная температура кубового остатка, оС.
Примем начальную температуру исходной смеси равной 25 оС. Средняя температура исходной смеси составит:
tcp=94+252=59,5 ℃Удельная теплоемкость бензола при температуре 59,5 ℃ составляет 1843,6 Дж/кг∙К. Удельная теплоемкость уксусной кислоты при температуре 59,5 ℃ составляет 2178,8 Дж/кг∙К [2].
Определим теплоемкость исходной смеси :cF=cбXF+cу(1-XF)гдеcб – теплоемкость бензола при средней температуре, Дж/кг∙К;
cу– теплоемкость уксусной кислоты при средней температуре, Дж/кг∙К;
XF – массовая доля бензола в исходной смеси.
cW=1843,6∙0,36 +2178,8 ∙1-0,36=2058,13 Дж/кг∙К Q=3,3333∙2178,8 94-25=473369,4 ВтСоставит температурную схему процесса:
Исходная смесь: 94 оС→25 оСНас. водяной пар давлением 4 кгс/см2:142,9 оС (конд.)←142,9 оС (пар)
Определим большую и меньшую разность температур на концах теплообменника:
∆tб=142,9-25=117,9 оС∆tм=142,9-94=48,9оС
∆tб/∆tм=117,9/48,9=2,411
Так как ∆tб/∆tм>2, полезную разность температур определяем по формуле:
∆tcp=117,9 -48,9ln117,9 48,9=59,5 ℃Принимаем Kop=120 Вт/(м2∙К) [1].
Поверхность теплообмена определим по формуле:
Fop=473369,4120∙59,5 =50,31 м2Выбираем кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками:
Таблица 4 – Техническая характеристика подогревателя исходной смеси
Диаметр кожуха теплообменника 0,6 м
Диаметр теплообменных труб 20х2 мм
Количество теплообменных труб 334
Длина теплообменных труб 3 м
Количество ходов по трубному пространству 4
Номинальная поверхность теплообмена 63 м2Запас поверхности теплообмена 25,2%
4. 5. Расчет кипятильникаОпределим тепловую нагрузку на теплообменник:
Q=QD+GDcDtD+GWcWtW-GFcFtF+Qпотгде cD – удельная теплоемкость дистиллята при tD, Дж/кг∙∘С;
cW – удельная теплоемкость кубового остатка при tW, Дж/кг∙∘С;
cF – удельная теплоемкость исходной смеси при tF, Дж/кг∙∘С;
tD – температура дистиллята, оС;
tW – температура кубового остатка, оС;
tF – температура исходной смеси, оС;
Qпот - тепловые потери, Вт.
Тепловые потери Qпот приняты в размере 3% от полезно затрачиваемой теплоты.
Таблица 5 – Теплофизические свойства бензола, уксусной кислоты и их смеси
Компонент Удельная теплоемкость жидкости, Дж/кг∙∘С,
при температуре, оС
tDtFtWБензол 1969,3 2136,9 2019,6
Уксусная кислота 2220,7 2430,2 2304,5
Смесь 1986,9 2424,3 2201,9
Q=1,03(1016965+1,246∙1986,9∙81,3+2,088∙2424,3∙116,5-3,333∙2201,9∙94 ==1151426 Вт
Составит температурную схему процесса:
Кубовый остаток: (жидкость) 116,5оС→(пар) 116,5 оСНас. водяной пар давлением 4 кгс/см2:142,9 оС (конд.)←142,9 оС (пар)
Полезную разность температур определяем по формуле:
∆tcp=142,9-116,5=26,4℃Принимаем Kop=300 Вт/(м2∙К) [1].
Поверхность теплообмена определим по формуле:
Fop=1151426300∙26,4 =145,38 м2Выбираем кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками:
Таблица 5 - Техническая характеристика кипятильника
Диаметр кожуха теплообменника 1,0 м
Диаметр теплообменных труб 25х2 мм
Количество теплообменных труб 747
Длина теплообменных труб 3 м
Количество ходов по трубному пространству 1
Номинальная поверхность теплообмена 176 м2Запас поверхности теплообмена 21,1%
Выбор конструкции ректификационной колонныПри выборе конструкции контактного устройства учитывают как их гидродинамические и массообменные характеристики, так и экономические показатели работы колонны при использовании того или иного типа контактных устройств. При выборе типа контактных устройств обычно руководствуются следующими основными показателями:
- производительностью;
- гидравлическим сопротивлением;
- коэффициентом полезного действия;
- диапазоном рабочих нагрузок;
- возможностью работы на средах, склонных к образованию смолистых или других отложений;
- материалоемкостью;
- простотой конструкции, удобством изготовления, монтажа и ремонта.
При выборе конкретного типа тарелок из множества вариантов следует отдать предпочтение той конструкции, основные (не обязательно все) показатели эффективности которой в наибольшей степени удовлетворяют предъявляемым требованиям. Предпочтительно применение контактных устройств, имеющих как можно меньшее гидравлическое сопротивление.
Колонны с ситчатыми тарелками гораздо проще по устройству и дешевле, чем, например, колонны с колпачковыми тарелками.
Чувствительность к колебаниям нагрузки, а также загрязнениям и осадкам, которые быстро забивают отверстия тарелки, ограничивают область использования ситчатых колонн.
В соответствии с рассчитанными диаметром колонны, количеством тарелок и высотой колонны принимаем:
- диаметр колонны внутренний, мм-1600-число ситчатых тарелок, шт-22
-расстояние между тарелками, мм-500
-высота тарельчатой части колонны,мм-10500
Принимаем тарелки ситчатые разборные однопоточные тип ТС-Р со следующими параметрами:
-свободное сечение колонны,м2-2,01
-рабочее сечение тарелки,м2-1,834
-сечение перелива,м2-0,088
-относительная площадь перелива,%-4,4
-диаметр отверстий,мм-4
-шаг размещения отверстий,мм-12
Отверстия располагаются вершинах равностороннего треугольника, а ряды отверстий—перпендикулярно потоку жидкости.

ЗаключениеРектификация–процесс разделения однородных жидких смесей, состоящих из нескольких компонентов, за счет противоточного взаимодействия двух фаз: жидкости и пара, образующегося из этой жидкости; тепломассообменный процесс разделения жидких смесей, компоненты которых отличаются по температурам кипения.
Наиболее распространенными ректификационными установками являются барботажные колонны с различными типами тарелок: колпачковыми, ситчатыми, провальными и т.п.
Колонна с ситчатыми тарелками представляет собой вертикальный корпус с горизонтальными тарелками, в которых равномерно по всей поверхности просверлено значительное число отверстий диаметром 1….5мм.
Ситчатые тарелки отличаются простотой устройства и высокой эффективностью, работают устойчиво в широком интервале скоростей пара.
В результате материального расчета бинарной смеси бензол–уксусная кислота определены расходы дистиллята и кубового остатка.
Результаты расчета показали, что указанным в задании исходным данным отвечает ректификационная колонна диаметром 1600мм.
Количество тарелок определено графическим путем и составило-22 шт, высота тарельчатой части колонны–10500мм.
Выбран тип тарелок-ТС-Р.
При расстоянии между тарелками 500мм необходимое условие нормальной работы тарелок соблюдается, тарелки работают равномерно (всеми отверстиями).

Список использованных источниковДытнерский Ю.И.Процессы и аппараты химической технологии: в2кн./Ю.И.Дытнерский.–М.:Химия,1995.
Павлов К.Ф.Примеры из задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии/К.Ф.Павлов, П.Г.Романков, А.А.Носков.–Л.: Химия,1987.
Поникаров И.И., Поникаров С.И., Рачковский С.В. Расчеты машин и аппаратов химических производств и нефтепереработки (примеры и задачи): учебное пособие–М.:Альфа-М,2011.
Процессы и аппараты химической технологии: учебное пособие для вузов/А.А.Захарова,Л.Т.Бахшиева,Б.П.Кондауровидр./подред.А.А.Захаровой.-М.:Издательскийцентр«Академия»,2006.
Обливин А.Н., Прокофьев Н.С., Киприанов А.И..Процессы и аппараты химической технологии: учебник.–М.: Издательский дом«ЛАНЬ»,2010.
Варгафтик Н.Б. Справочник по теплофизическим свойствам газов и жидкостей/Н.Б.Варгафтик.–М.: Наука,1972.
Коган В.Б., Фридман В.М.,Кафаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром, М., Наука,1966,кн.1,2.