Расчет коэффициента массоотдачи

[1, стр.206, 5–40, 5–41]

Пересчитаем коэффициенты массоотдачи на кмоль/(м²×с):

Коэффициенты массоотдачи, рассчитанные по средним значениям концентраций, скоростей, и физических свойств паровой и жидкой фаз, постоянны для верхней и нижней части колонны. В то же время коэффициент массопередачи – величина переменная, зависящая от кривизны линии равновесия, т.е. от коэффициента распределения. Поэтому для определения данных, по которым строится кинетическая линия, рассчитаем несколько значений коэффициента массопередачи в интервале изменения состава жидкости от x_w до x_p.

Для определения высоты колонны необходимо знать число действительных тарелок. Число тарелок рассчитывается графоаналитическим методом – построением кинетической линии при помощи КПД по Мэрфри, рассчитанным через числа единиц переноса.

КПД по Мэрфри равен:

,

где:

λ – фактор массопередачи;

Е_у – локальная эффективность по пару;

е – межтарельчатый унос жидкости, кг жидкости / кг пара;

θ – доля байпасирующей жидкости;

S – число ячеек полного перемешивания;

m – тангенс угла наклона равновесной линии.

[1, c.104, 3–46].

Для модели идеального смешения для жидкой фазы и идеального вытеснения для газовой фазы КПД по Мэрфри может быть рассчитан по уравнению:

[1, cтр.239, 6–34],

где – общее число единиц переноса [1, cтр.239, 6–35].

Коэффициент массопередачи, отнесенный к единице рабочей площади тарелки, определяется по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений:

,

[1, стр.239, 6–36]

Длина пути жидкости:

Число тарелок полного перемешивания:

где 0,35 – длина пути жидкости, которой соответствует одна ячейка перемешивания.

Высота сепарационного пространства:

H_с = H - h_п, где H – межтарельчатое расстояние (H = 0,5 м); h_п=h₀/(1-e)–высота пены;

Значение байпаса q принимается равным 0,1

Экспериментальные и расчетные данные для построения кинетической линии.

	x	M	Kyf	n0y	Ey	λ	e	B	E''My	E'My	EMy	yн	y*	yк
Н И З	0,05	1,834	0,03009	0,963	0,618	2,503	0,00324	1,717	1,143	0,867	0,863	0,05	0,09	0,08
0,10	1,618	0,03122	0,999	0,632	2,208	0,00324	1,548	1,102	0,868	0,864	0,12	0,18	0,17
0,15	1,314	0,03296	1,055	0,652	1,794	0,00324	1,298	1,043	0,864	0,860	0,19	0,25	0,24
0,20	1,055	0,03460	1,107	0,670	1,439	0,00324	1,071	0,990	0,854	0,851	0,26	0,31	0,30
В Е Р Х	0,30	0,813	0,02899	0,927	0,604	1,110	0,00278	0,747	0,796	0,725	0,722	0,37	0,40	0,39
0,35	0,789	0,02918	0,933	0,607	1,077	0,00278	0,728	0,793	0,725	0,722	0,40	0,44	0,43
0,40	0,772	0,02931	0,938	0,608	1,054	0,00278	0,714	0,792	0,724	0,722	0,44	0,48	0,47
0,45	0,736	0,02960	0,947	0,612	1,004	0,00278	0,684	0,788	0,724	0,722	0,48	0,52	0,51
0,50	0,694	0,02993	0,958	0,616	0,948	0,00278	0,650	0,783	0,724	0,722	0,51	0,55	0,54
0,55	0,730	0,02964	0,948	0,613	0,997	0,00278	0,680	0,787	0,724	0,722	0,55	0,59	0,58

По полученным данным на диаграмме Х–Y строится кинетическая линия и между ней и рабочей линиями вырисовываются ступени изменения концентрации. В результате получено число действительных тарелок общее для верхней и нижней частей колонны N_Д = 15.

Таким образом, полная высота колонны будет равна:

[1, c.244, 6-44]

м.

5. Тепловые расчеты

5.1.1. Расчет дефлегматора

В качестве охлаждающего агента будет использоваться вода, начальная температура воды на входе в дефлегматор – 10°С, конечная температура воды на выходе из дефлегматора – 25°С.

Физико-химические характеристики воды при средней температуре 17,5 ^оС:

теплоемкость воды с₂ = 4,18 кДж/(кг ∙ К),

вязкость воды m₂ = 1,07 ∙ 10^-3 Па×с,

коэффициент теплопроводности l₂ = 0,590 Вт/(м ∙ К).

Физико-химические характеристики пара и конденсата при температуре 76,18 ^оС:

плотность конденсата r₁ = 1338,5 кг/м³,

m₁–вязкость конденсата – 1,16 ∙ 10^-5 Па·с.

Тепловая нагрузка дефлегматора:

Q= P(R+1) ∙ r_см = 2,476∙(2,742+1)∙212,6∙10³ = 1,97∙10⁶ Вт

Расход воды считаем по формуле:

кг/с

Средняя разность температур:

^оС

Ориентировочно принимаем значение коэффициента теплопередачи К_ор=600 Вт/(м·К). Тогда ориентировчное значение поверхности теплопередачи:

м²

Пусть Re = 15∙10³, d_тр = 25х2 мм

где n – общее число труб, z – число ходов.

Уточненный расчет.

D_кож. = 600 мм, d_тр = 25х2 мм, l = 6 м, F = 113 м².

Действительное число Re:

Рассчитаем коэффициент теплоотдачи от пара, конденсирующегося на пучке горизонтально расположенных труб:

В процессе теплопередачи охлаждающая вода в трубках нагревается, поэтому при расчете коэффициента теплоотдачи от стенок к воде отношение (Pr/Pr_cт) ^0,.62 можно не учитывать, тогда поверхность теплопередачи будет рассчитана с некоторым запасом.

Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали и загрязнений со стороны воды и пара равна:

Коэффициент теплопередачи:

Требуемая поверхность теплопередачи:

Таким образом, выбранный теплообменник обеспечивает необходимую поверхность теплопередачи.

5.2. Расчет холодильника дистиллята

В холодильник из дефлегматора подается поток дистиллята с температурой 75,93 °С, который охлаждается до 30°С. В качестве охлаждающего агента будет использоваться вода, начальная температура воды на входе – 10°С, конечная температура воды на выходе – 25°С.

Для учета отличия средней разности температур в двухходовом теплообменнике от среднелогарифмической рассчитаем поправку, учитывающую сложный ток теплоносителей:

;

;

Исходные данные
Величина	Значение	Размерность
Теплопроводность теплоносителя в трубах	0,59	Вт/(м ∙ К)
Плотность теплоносителя в трубах		кг/м3
Вязкость теплоносителя в трубах	0,00038	Па∙с
Теплоемкость теплоносителя в трубах		Дж/(кг ∙ К)
Коэффициент объемного расширения	0,00061	1/К
Массовый расход теплоносителя в трубах	1,566	кг/с
Теплопроводность теплоносителя в межтрубном пр–ве	0,0861	Вт/(м ∙ К)
Вязкость теплоносителя в межтрубном пр–ве	0,000466	Па∙с
Теплоемкость теплоносителя в межтрубном пр–ве	863,38	Дж/(кг ∙ К)
Массовый расход теплоносителя в межтрубном пр–ве	2,476	кг/с
Среднелогарифмическая разность температур	33,1	˚С
Сумма термических сопротивлений стенки труб и загрязнений	0,0006321	м2 ∙К/Вт
Тепловая нагрузка		Вт
Наружный диаметр труб	0,025	м
Число ходов по трубному пространству		шт.
Коэффициент, учитывающий снижение средней движущей силы при смешанном токе	0,877	–
Число труб		шт.
Площадь наиболее узкого сечения потока в межтрубном пр–ве	0,013	м2
Результаты расчета холодильника дистиллята на компьютере
Коэффициент теплоотдачи в трубном пространстве	1236,39	Вт/(м2 ∙ К)
Коэффициент теплоотдачи в межтрубном пространстве	366,39	Вт/(м2 ∙ К)
Коэффициент теплопередачи	239,79	Вт/(м2 ∙ К)
Число Re в трубном пространстве	8923,6	–
Число Re в межтрубном пространстве	10217,9	–
Поверхность теплообмена	14,11	м2

5.3. Расчет кипятильника

Для обогрева кипятильника будем использовать насыщенный водяной пар, имеющий следующие физико-химические характеристики:

t₁ – температура конденсации: 104,2 °С

r₁ – удельная теплота конденсации: 2249 кДж/кг

P – давление 0,12 МПа

Для определения тепловой нагрузки кипятильника рассчитывается тепловой баланс ректификационной колонны:

Расход пара на ректификацию:

Средняя разность температур:

°С

Примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи К = 1400 Вт/(м·К), тогда значение поверхности теплообмена составит:

Площадь поверхности, близкую к ориентировочной, имеет стандартный аппарат с параметрами: D = 600мм, d = 25x2мм, z = 1, n = 257, l = 4 м и F=81 м².

5.4. Расчет холодильника кубового остатка

В холодильник подается поток кубового остатка с температурой 82,17 °С, который охлаждается до 30°С. Охлаждающий агент – вода, начальная температура воды на входе в холодильник t_Н = 10°С, в процессе теплопередачи вода нагревается до конечной температуры t_К = 25°С.

Исходные данные
Величина	Значение	Размерность
Теплопроводность теплоносителя в трубах	0,59	Вт/(м ∙ К)
Плотность теплоносителя в трубах		кг/м3
Вязкость теплоносителя в трубах	0,000349	Па∙с
Теплоемкость теплоносителя в трубах		Дж/(кг ∙ К)
Коэффициент объемного расширения	0,00064	1/К
Массовый расход теплоносителя в трубах	1,841	кг/с
Теплопроводность теплоносителя в межтрубном пр–ве	0,0845	Вт/(м ∙ К)
Вязкость теплоносителя в межтрубном пр–ве	0,000456	Па∙с
Теплоемкость теплоносителя в межтрубном пр–ве	876,42	Дж/(кг ∙ К)
Массовый расход теплоносителя в межтрубном пр–ве	2,524	кг/с
Среднелогарифмическая разность температур	35,4	˚С
Сумма термических сопротивлений стенки труб и загрязнений	0,0006321	м2 ∙К/Вт
Тепловая нагрузка		Вт
Наружный диаметр труб	0,020	м
Число ходов по трубному пространству		шт.
Коэффициент, учитывающий снижение средней движущей силы при смешанном токе	0,877	–
Число труб		шт.
Площадь наиболее узкого сечения потока в межтрубном пр–ве	0,011	м2
Результаты расчета холодильника кубового остатка на компьютере
Коэффициент теплоотдачи в трубном пространстве	1628,18	Вт/(м2 ∙ К)
Коэффициент теплоотдачи в межтрубном пространстве	447,33	Вт/(м2 ∙ К)
Коэффициент теплопередачи	287,21	Вт/(м2 ∙ К)
Число Re в трубном пространстве	9328,4	–
Число Re в межтрубном пространстве	10063,8	–
Поверхность теплообмена	12,94	м2

5.5. Расчет подогревателя потока питания

Поток поступает в подогреватель с температурой 20°С и выходит при температуре кипения – 78,55°С.

Для нагревания потока питания будем использовать насыщенный водяной пар давлением 0,12 МПа.

Исходные данные
Величина	Значение	Размерность
Теплопроводность конденсата	0,523	Вт/(м ∙ К)
Плотность конденсата		кг/м3
Удельная теплота конденсации		Дж/кг
Вязкость конденсата	0,000273	Па∙с
Расход пара	0,111	кг/с
Теплопроводность жидкости в трубах	0,0854	Вт/(м ∙ К)
Вязкость жидкости в трубах	0,000437	Па∙с
Теплоемкость жидкости в трубах	850,25	Дж/(кг ∙ К)
Среднелогарифмическая разность температур	49,3	˚С
Сумма термических сопротивлений стенки труб и загрязнений	0,0003878	м2 ∙К/Вт
Расход жидкости		кг/с
Тип теплообменника	Вертикальный
Наружный диаметр труб	0,025	м
Число ходов по трубному пространству		шт.
Общее число труб		шт.
Высота труб		м
Результаты расчета подогревателя на компьютере
Коэффициент теплоотдачи в трубном пространстве	148,84	Вт/(м2 ∙ К)
Коэффициент теплоотдачи в межтрубном пространстве	11174,23	Вт/(м2 ∙ К)
Коэффициент теплопередачи	138,97	Вт/(м2 ∙ К)
Число Re в трубном пространстве	5780,9	–
Поверхность теплообмена	36,44	м2

5.6. Расчет и выбор диаметров штуцеров и трубопроводов

Расчет остальных диаметров штуцеров и трубопроводов проводим на основании уравнения расхода: ,

где:

G – расход пара или жидкости кг/с;

w – скорость пара или жидкости в трубе м/с;

r – плотность пара или жидкости кг/м³;

Стандартные трубопроводы выбираем из таблицы [1, cтр.16], результаты расчетов приведены в таблице:

Трубопровод	G, кг/с	w, м/с	r, кг/м3	dрасч, мм	D, мм
Выход пара	9,265		4,317		377x10
Вход флегмы	6,789	0,5			133x7
Вход парожидкостной смеси	6,789		3,799		325x10
Выход жидкости из куба	6,789	0,5			133x6
Вход исходной смеси			1245,5		57x2,5
Выход кубового остатка	2,524	0,5			89x6

Заключение

В процессеработы над курсовым проектомбыла рассчитана ректификационная установка непрерывного действия для разделения смеси четыреххлористый углерод – 1,2-дихлорэтан: были рассчитаны диаметр и высота ректификационной колонны, число тарелок необходимых для разделения исходной смеси заданного состава. Также были рассчитаны и подобраны по ГОСТу кипятильник, дефлегматор, подогреватель исходной смеси и холодильники кубового остатка и дистиллята.

7. Список используемой литературы:

1) Основные процессы и аппараты химической технологии. /Пособие по проектированию/ Г.С. Борисов, В.П. Брыков, Ю.И. Дытнерский и др. Под редакцией Ю.И. Дытнерского, 2е издание, перераб. и дополн. М.; Химия, 1991.–496 стр.

2) Коган В.Б. и др. Равновесие между жидкостью и паром. Т. 1,2 /Коган В.Б., Фридман В.М., Кафаров В.В–М.; Наука, 1966, 640–786 стр.

3) Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Учебное пособие для вузов /Под ред. чл.–корр. АН СССР П.Г. Романкова-10е издание, переработанное и дополненное–Л.; Химия 1987 г. 576 стр.

4) Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. Издание 9е. М.: Химия, 1973, 750 стр.

5) Уонг Х. Основные формулы и данные по теплообмену для инженеров, Атомиздат, 1979г.

6) Б.П. Никольский, Справочник химика, М.: Химия, 1966г