Высота терельчатого абсорбера

 

Определение высоты тарельчатого абсорбера проводятся по уравнению:

 

Н_т=(n-1)h,

 

где n – число тарелок в колонне; h – расстояние между тарелками.

При приближенных расчетах применяют метод определения числа тарелок с помощью среднего к.п.д. тарелок:

 

n=n_т/η,

 

где n_т – число теоретических тарелок. Число теоретических тарелок находим графически. По гарфику находим число теоретических тарелок: n_т=3.

n=3/0,67=4,5≈5

расстояние между тарелками выбираем из стандартного ряда и принимаем равным 0,5 м. Тогда:

Н_т=(5-1)·0,5=2 м

Расстояние между верхней тарелкой и крышкой абсорбера 1,5 м; расстояние между нижней тарелкой и днищем абсорбера – 2,5 м. Общая высота абсорбера:

Н=2,5+1,5+2=6 м

 

Задача 2

Уравнения рабочих линий ректификационной колонны для разделения смеси бензола и толуола под атмосферным давлением:

у=0,723х+0,263; у=1,25х-0,018.

В колонну подается 75 кмоль/ч смеси при температуре кипения. Греющий пар в кубе колонны имеет избыточное давление 3 кгс/см².

Определить требуемую поверхность нагрева в кубе колонны и расход греющего пара, имеющего влажность 5%. Коэффициент теплопередачи К=580 Вт/м²·К. Тепловыми потерями пренебречь. Температуру кипения жидкости в кубе принять как для чистого толуола.

Решение

Используя уравнения рабочих линий и уравнения материальных балансов для исчерпывающей и укрепляющих частей колонны, определим равновесный состав смеси, состав дистиллята и флегмы.

 

, у=0,723х+0,263

 

Тогда =0,723, откуда G_х=2,61 – флегмовое число или количество флегмы, перетекающее сверху вниз по укрепляющей части колонны.

=0,263, откуда х_р=0,949 – состав дистиллята в долях моля легколетучего компонента.

 

;

 

у=1,25х-0,018 0,8у+0,018

Таким образом, =1,25, откуда F=1,9025 кг-моль/кг-моль дистиллята – количество начальной смеси; =0,018, откуда х_ω=0,0036 – состав кубового остатка в долях моля легколетучего компонента.

 

G_х′=F+G_х=1,9025+2,61=4,5125 – флегмовое число в исчерпывающей части колонны.

 

Для всей колонны уравнение материального баланса

 

F=W+1;

х_р+х_ω·W=х_f·F

W=F-1=1,9025-1=0,9025

х_f=( х_р+х_ω·W)/F=(0,949+0,0036·0,9025)/1,9025=0,500

 

Результаты сведем в таблицу:

 

	Х, % (мол)	Y, % (мол)
Исходная смесь	50	50
Дистиллят	94,9	5,1
Кубовый остаток	0,36	99,64

 

Расход теплоты в кубе-испарителе ректификационной колонны непрерывного действия определяют из уравнения теплового баланса колонны с дефлегматором-конденсатором

 

Q_к+G_Fi_F = Q_д+ G_Di_D+ G_Wi_W +Q_п,

 

где Q_к – расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующегося пара в кубе-испарителе. Вт; Q_д – расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт; Q_пот – тепловые потери (по условию задачи Q_пот=0); G_F, G_D, G_W – массовые расходы питания, дистиллята и кубового остатка, кг/с; i_F, i_D, i_W – соответствующие удельные энтальпии.

 

Q_к=Q_Д+G_Dс_Dt_D+G_Wс_Wt_W-G_Fс_Ft_F+0,

 

где с_D, с_W, с_F – средние удельные теплоемкости, Дж/кг·К; t_D, t_W, t_F – соответствующие температуры, °С (t_D=82°С, t_W=110,6°С, t_F=93°С)

G=75 кмоль/ч=20,83 моль/с, что соответствует 20,83·22,4=466,67 л/с=0,467 м³/с (при нормальных условиях). При температуре кипения исходной смеси объемный расход G_v=0,467·(273+93)/273=0,625 м³/с

Средняя плотность исходной смеси ρ_см=(4,1+3,48)/2=3,79 кг/м³, тогда массовый расход G_F=2,37 кг/с

 

; ,

G_D=G_F/F=2,37/1,9025=1,25 кг/с

G_W=W·G_D=0,9025·1,25=1,12 кг/с

 

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

 

 

Удельная теплоемкость исходной смеси  взяты при температуре 93°С.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

,

 

где удельная теплоемкость дистиллята  взята при температуре 82°С.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

 

 

где удельная теплоемкость кубового остатка  взята при температуре 110,6°С.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:

 

 

Здесь

 

 

где  и  - удельные теплоты конденсации бензола и толуола при 82⁰С.

Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара

Q=1767,1+392,5+184,7+220,6=2564,9 кВт

Расход греющего пара, имеющего давление  и влажность 5% в кубе-испарителе

 

 

где =2159×10³ Дж/кг – удельная теплота конденсации греющего пара.

Уравнение теплопередачи:

 

Q=К·F·Δt_ср

 

К=580 Вт/м²·К; Q=2564,9 кВт; Δt_ср=110,6-93=17,6°С

поверхность нагрева в кубе колонны:

 

F=Q/(К·Δt_ср)=2564,9·10³/(580·17,6)=251,3 м²