Ректификационая установка непрерывного действия для разделения смеси CCl4 C7H8 (стр. 4 из 6)

Определим локальную эффективность по уравнению:

Е_y = 1 – e ^{– n}_0y; (2.34)

Е_y = 1 – е ^{– 0.88} = 0.52.

Фактор массопередачи λ равен:

λ = m*(R+1)/R(2.35)

λ = 0.65*3.25/3.25 =0.68.

Долю байпасирующей жидкости θ примем равной 0.1[3].

Число ячеек полного перемешивания S найдем как отношение длины пути жидкости на тарелке l_т к длине l.Величину l_т рассчитаем по формуле:

l_т =

; (2.36)

l_т =

м.

Тогда число ячеек полного перемешивания равно: S = 0.6/0.35 = 1.7≈ 2.

Относительный унос жидкости е в тарельчатых колоннах определяется скоростью пара, высотой сепарационного пространства, физическими свойствами жидкости и пара и является функцией комплекса ω_т/(mН_с).

Коэффициент m, учитывающий влияние на унос физических свойств жидкости и пара, определим по уравнению:

m = 1.15*10 ^-3*(σ_x/ρ_y)^0.295*(ρ_x – ρ_y/μ_y)^0.425; (2.37)

m = 1.15*10 ^-3*(18.95*10 ^-3/2.96)^0.295*(799 – 2.96/0,034*10 ^-3) = 0.58.

Высоту сепарационного пространства определим как расстояние между верхним уровнем барботажного слоя и плоскостью тарелки, расположенной выше:

H_c = H – h_п; (2.38)

h_п = h₀/(1 – ε); (2.39)

h_п = 0.0074/(1 – 0.76) = 0.031 м;

H_c = 0.4 – 0.031 = 0.369 м.

Рассчитаем размерность комплекса ω_т/(mН_с):

ω_т/(mН_с) = 0.78/(0.82*0.369) = 2.6.

При таком значении комплекса ω_т/(mН_с) унос е = 0.08 кг/кг.

Рассчитаем общую эффективность тарелки по Мэрфи:

В =

; (2.40)

Е´´_Мy =

(2.41)

E´_My =

; (2.42)

E_My =

; (2.43)

Подставим численные значения в формулы (2.40)-(2.43) и определим коэффициент полезного действия по Мэрфи Е_Мy:

В =

E´´_My =

E´_My =

E_My =

Определив эффективность по Мэрфи, найдем концентрацию низко - кипящего компонента в паре на выходе из тарелки y_к по уравнению:

Е_Мy = (y_к – y_н)/(y* - y_н); (2.44)

Подставив численные значения, получим:

y_к = 0.645 +0.64(0.67 – 0.645) = 0.66.

Аналогичным образом подсчитаны значения y_к для других составов жидкости. Результаты расчета параметров, необходимых для построения кинетической линии, приведены в таблице 2.2.

Таблица 2.2

Параметр
x	0.05	0.15	0.30	0.45	0.60	0.75	0.90
m	1.3	1.27	1.12	0.93	0.82	0.8	0.8
Kyf	0.017	0.017	0.019	0.021	0.023	0.023	0.023
n0y	0.66	0.67	0.73	0.81	0.88	0.88	0.88
Ey	0.48	0.49	0.52	0.56	0.68	0.68	0.68
B	0.85	0.85	0.80	0.72	0.77	0.77	0.77
EMy´´	0.24	0.245	0.62	0.66	0.74	0.74	0.74
EMy´	0.23	0.18	0.34	0.38	0.69	0.69	0.69
EMy	0.3	0.18	0.33	0.37	0.64	0.64	0.64
yк	0.06	0.18	0.35	0.52	0.66	0.79	0.91

По полученным точкам проводим кинетическую линию. Построением ступеней между кинетической и рабочей линиями определим число действительных тарелок для верхней N_В и нижней N_Н частей колонны. (Рисунок Б.5)

Общее число действительных тарелок

N = N_В +N_Н;

N = 36+36 =72.

Высоту тарельчатой ректификационной колонны определим по формуле:

H_К = (N – 1)*h +z_В + z_Н; (2.45)

h = 0.3 м;

z_В = 0.6 м;

z_Н = 1.5 м, [3].

H_К = (72 – 1)*0.3 +0.6+1.5 = 23.4 м.

2.6 Гидравлическое сопротивление тарелок колонны [3]

Гидравлическое сопротивление колонны

Р_К находим по уравнению:

Р_К=ΔР_В*N_В + ΔР_Н*N_Н. (2.46)

Гидравлическое сопротивление сухой ситчатой тарелки

Р_С рассчитываем по уравнению:

Р_С =ξ*ω²*ρ_y/(2*F_C²). (2.47)

Примем ξ = 1.5

ΔР_с = 1,5*0.78²*2.96/(2*0,136²)= 73 Па.

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя на тарелках различно для верхней и нижней частей колонны:

ΔР_{п в} = gρ_{x в}h_{0 в} = 9,81*799*0,0074=55 Па; (2.48)

ΔР_{п н} = gρ_{x н}h_{0 н} = 9,81*794.9*0,0079=62 Па. (2.49)

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, равно:

ΔР_σ = 4σ/d_э,(2.50)

ΔР_{σ в} =

= 15.16 Па;

ΔР_{σ н} =

= 14.84 Па.

Тогда полное сопротивление одной тарелки верхней и нижней частей колонны равно:

ΔР_в = 73+55+15.16=143.12 Па;

ΔР_н = 73+62+14.84=149.84 Па.

Полное гидравлическое сопротивление ректификационной колонны равно:

ΔР_к = 143.12*36+149.84*36= 10548 Па.

2.7 Тепловой расчет установки [4]

2.7.1 Расход теплоты

2.7.1.1 Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе

. (2.51)

. (2.52)

r_д^94.4°= 359.78*10³ Дж/кг; r_т^94.4°= 320.18*10³ Дж/кг.[4]

кДж/кг.

Вт.

Поверхность теплоотдачи в дефлегматоре-конденсаторе определяем из основного уравнения теплоотдачи:

. (2.53)

=750 Вт/(м²*К)

Среднюю разность температур потоков определим как среднелогарифмическую между большей и меньшей разностями температур теплоносителей на концах аппарата:

. (2.54)

; .

.

Тогда из уравнения (2.53):

м².

Стандартный дефлегматор-конденсатор:

Диаметр кожуха,

400 мм

Диаметр труб,

20×2 мм

Общее число труб,

181

Длина труб,

2 м

2.7.1.2 Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара

. (2.55)

= 0.03*

, , - взяты соответственно при =94 ⁰С, =103 ⁰С, =96 ⁰С; температура кипения исходной смеси определена по t- x, yдиаграмме (Рисунок Б.4).

с_Dт=1.84 кДж/(кг*К); c_Fт=1.84 кДж/(кг*К); c_Wт=1.89 кДж/(кг*К);

c_Dд=2.27 кДж/(кг*К); с_Fд=2.28 кДж/(кг*К); с_Wд=2.30 кДж/(кг*К), [4]

с = с_д*x + c_т*(1 – x); (2.56)

= 2.27*10³ *0.9+1.84*10³ *(1-0.9)=2.23*10³ Дж/(кг*К);

= 2.30*10³ *0.08+1.89*10³ *(1-0.08)=1.92*10³ Дж/(кг*К);

= 2.28*10³ *0.45+1.84*10³ *(1-0.45)=2.04*10³ Дж/(кг*К).

Подставив численные значения в формулу (2.54), получим:

= 655495.6 Вт.