Calculul unei instalatii de separare prin rectificare

Enunt:Sa se dimensioneze o instalatie de separare prin rectificare a amestecului benzen- toluen, la presiune atmosferica, in urmatoarele conditii:- Debitul amestecului supus separarii : 11000 kg/h,- Compozitia amestecului initial: 36%,- Compozitia impusa distilatului: 94%,- Compozitia impusa reziduului: 2.5%

Compozitiile sunt exprimate masic si se refera la component usor variabila.

La presiune atmosferica, temperaturile de fierbere ale celor doua component sunt: Benzene: tf1=80,1oC; Toluene: tf2=118,8oC.

Din compararea temperaturilor de fierbere rezulta ca benzenul este component usor volatile si se va separa la varful coloanei.

1. Bilantul de materiale in exprimarea masicaa. Bilantul de material global:

mF=mD+mW

b. Bilantul de materiale pentru componenta usor volatila:mF ∙ xF=mD∙ xD+mW ∙ xW

1

Unde:mF ,mD ,mW -debitele masice de materie prima, distilat si reziduu, kg/h;xF , xD , xW -fractiile masice ale benzenului in materia prima, distilat si reziduu.

Pe baza datelor cunoscute din enunt se scrie sistemul de ecuatii:

{ mD+mW=110000.94 ∙mD+0.025 ∙mW=0.36 ∙11000

De unde se obtine:

{ mD=11000−mW

0.94 ∙(11000−mW )+0.025 ∙mW=3960

{ mD=11000−mW

10340−0.94 ∙mW+0.02 5 ∙mW=3960

{mD=11000−mW

0.915 ∙mW=638 0

{mD=4028kg/hmW=6972kg /h

2. Exprimarea concentratiilor in fractii molarea. Concentratia la alimentare (amestecul initial):

xF=

3678

3678

+6392

=0.402kmolbenzen /kmolamestec

b. Concentratia distilatului:

xD=

9478

9478

+5

92

=0.9568kmol benzen/kmol amestec

c. Concentratia reziduului:

xw=

2.578

2 .578

+9792

=0.0295kmolbenzen /kmol amestec

3. Bilantul de material in exprimare molaraa. Bilantul de materiale global:

2

F=D+Wb. Bilantul de materiale pentru componenta usor volatila:

F ∙ xF=D ∙xD+W ∙xWUnde:F , D ,W - reprezinta debitele molare ale fluxurilor de materie prima, distilat si reziduu, kmol/h;xF , xD , xW -reprezinta fractiile molare ale benzenului in materie prima, distilat si reziduu.

Debitele molare ale fractiunilor se coreleaza cu debitele masice, prin intermediul maselor molare medii preponderente ale amestecurilor respective, calculate pe baza maselor molare ale componentelor pure: pentru benzene, MB= 78kg/kmol, iar pentru toluene, MT= 92 kg/kmol si fractiile molare ale celor trei fractiuni representative: materie prima, distilat, reziduu, respectiv, xF , xD , xW .

In acest caz, masele molare medii ponderate sunt: Materie prima:

MF=xF ∙ MB+( 1−xF )∙ M T=0.40 2∙78+0.59 8 ∙92

MF=86.37 2kg /kmol Distilat:

MD=xD ∙ MB+(1−xD ) ∙ M T=0.95 68 ∙78+0.043 ∙92

MD=78.604 kg/kmol Reziduu:

MW=xW ∙ MB+(1−xW ) ∙ M T=0.0295∙78+0.9705 ∙92

MW=91.587kg /kmolDebitele molare ale celor trei fractiuni:

Materie prima:

F=mF

MF

= 1100086.37 2

=127,356kmol /h

Distilat:

D=mD

MD

= 402878.604

=51,244kmol /h

Reziduu:

W=mW

MW

= 638091.587

=69,660kmol/h

Cu aceste valori numerice este evident veridicitatea relatiei care exprima bilantul de materiale.

127,356=69,660+51,244 kmol/hDe asemenea, pe baza relatiei ce exprima bilantul de materiale pentru componenta usor

volatila se poate calcula si verifica bilantul de materiale al benzenului in cele trei fractiuni, in expresia molara:

In material prima:

3

F ∙ xF=1 27,356∙0.40 2=51,197kmolbenzen /h In distilat:

D ∙xD=51,244 ∙0.95 68=49,03kmol benzen /h In reziduu:

W ∙ xW=69,660 ∙0.0295=2,054 kmolbenzen /hSi in acest mod de exprimare molara se constata corectitudinea intocmirii bilantului de

materiale.4. Calculul echilibrului lichid-vapori

Stabilirea bilantului de materiale pentru partile component ale instalatiei de rectificare: coloana, condensatorul de reflux (deflegmatorul), fierbatorul (blazul) presupune cunoasterea echilibrului lichid-vapori al sistemului supus separarii, respective, cifra (raportul) de reflux R.

Echilibrul lichid-vapori pentru amestecul benzene-toluen se determina analitic conform ecuatiei Raoult-Dalton pe baza cunoasterii presiunilor de vapori ale celor doua component in intervalul de temperature determinat de punctele de fierbere(80,1-110,8oC), la presiunea de lucru.

Calculele sunt prezentate in tabelul 1a, inclusive volatilitatea relative medie, iar pe baza acestor rezultate se traseaza diagramele y*-x si t-x,y. In tabelul 1b se redau valorile experimentale ale echilibrului pentru acest sistem.

Tabelul 1aCompozitiile la echilibru pentru sistemul benzene-toluen (calcul analitic)

Temperatura,oC

PB PT Px=

P−PT

PB−PT

y¿=x ∙PB

Pα=

PB

PTmmHg80.1 760 289.5 760 1 1 2.62585 876.2 343.3 760 0.782 0.901 2.55287 935.4 368.8 760 0.690 0.849 2.53690 1014.8 404.7 760 0.582 0.777 2.50795 1169.8 474.9 760 0.410 0.631 2.46397 1244.1 507.4 760 0.343 0.561 2.452

100 1342.4 553.9 760 0.261 0.461 2.423105 1533.4 643.7 760 0.131 0.264 2.382107 1626.0 684.8 760 0.080 0.171 2.374

110.8 1745.7 760 760 0 0 2.297

Tabelul 1bCompozitiile la echilibru pentru sistemul benzene-toluen(valori experimentale[13])

t x y t x y80.1 1 1 95.30 0.40 0.6206

81.12 0.95 0.9806 98.61 0.30 0.508482.19 0.90 0.9597 102.24 0.20 0.372384.43 0.80 0.9125 106.22 0.10 0.205786.84 0.70 0.8571 108.36 0.05 0.1084

4

89.44 0.60 0.7916 110.8 0 092.55 0.50 0.7137 - - -

Fig.2. Diagrama y*-x pentru sistemul benzene-toluen

5

Fig.3. Diagrama t-x,y pentru sistemul benzene-toluen

5. Calculul refluxului minim si al refluxului realBuna functionare a unei coloane de rectificare presupune cunoasterea refluxului minim

si stabilirea unui reflux real care sa conduca la conditii cat mai bune de functionare.Refluxul minim se calculeaza cu relatia:

Rmin=xD− yF

¿

y F¿ −x F

In care: xF si xD reprezinta compozitia materiei prime si a distilatului, in fractii molare iar yF* este

compozitia vaporilor in echilibru cu lichidul de alimentare.Din diagram y*-x, pentru xF=0.409 se obtine valoarea yF

*=0.629. Cunoscand compozitia distilatului, cu aceste valori refluxul devine:

Rmin=0.95 68−0.6220.622−0.402

=0,136kmol reflux /kmoldistilat

Pentru refluxul real R se admite o valoare mai mare decat refluxul minim Rm conform expresiei R=β ∙Rmin. Coeficientul de exces al refluxului β are intotdeauna valoare supraunitara si in fuctie de aceasta, rezulta numarul de talere (influentand inaltimea coloanei), debitul de vapori (care determina diamentrul coloanei), precum si caldura necesara in blaz pentru vaporizare si debitul apei pentru prelucrarea caldurii din deflegmator. Pentru a pune in evident aceste infleuente, calculul se efectueaza in urmatoarele situatii:

a. β1=1.4; R1=1.4 ∙0,136=0,1904 kmol reflux /kmoldistilatb. β2=2; R1=2 ∙0,136=0,272kmol reflux /kmoldistilat

c. β3=3.25. R1=3.25 ∙0,136=0,442kmol reflux /kmoldistilat

6. Calculul debitului molar de vapori si lichid de coloanaDebitul de vapori V ce trece in deflegmator, de la varful coloanei este in corelare cu

debitul de distilat D si cifra reala de reflux R care determina debitul de lichid (reflux) ce se

6

introduce in coloana. De asemenea , in partea inferioara a coloanei, la debitul L de reflux se adauga debitul de alimentare F si se obtine refluxul intern L’.

L=R ∙ DV=L+D=(R+1) ∙DL'=L+F=R ∙D+F

Pentru cele trei situatii considerate in raport de coeficientul de exces al refluxului β, se obtin urmatoarele debite molare:

a. L=0,1904 ∙51,244=9,756 kmol /h V= (0,1904+1 ) ∙51,244=61kmol /h L'=9,756+127,356=137,112kmol /h

b. L=0,272 ∙51,244=13,938kmol /h V= (0,272+1 ) ∙51,244=65,182kmol /h L'=13,938+127,356=141,294kmol /h

c. L=0,442 ∙51,244=22,649kmol /h V= (0,442+1 ) ∙51,244=73,893kmol /h L'=22,649+127,356=150,005kmol /h

Valorile obtinute pentru debitele molare sunt reprezentate in tabelul 2.Tabelul 2

Cazul Coeficientul de exces al refluxului, β

Debitele molare, kmol/hL V L’

a. 1.4 9,756 61 137,112b. 2 13,938 65,182 141,294c. 3.25 22,649 73,893 150,005

7. Calculul debitului masic de vapori si lichid in coloanaConsiderand masa molara a distilatului si a lichidului de alimentare, debitele vor fi:- Pentru lichidul de reflux: mL=L ∙M Dkg /h - Pentru vapori: mV=V ∙MDkg /h

- Pentru refluxul intern: mL=L ' ∙M Fkg /h 86.274

Pentru cele trei valori ale coeficientului de exces a refluxului, debitele masice sunt reprezentate in tabelul 3.

Tabelul 3Cazul Coeficientul de exces al

refluxului, βDebitele masice kg/h

mL mV mL

a. 1.4 766,860 4794,844 11842,638b. 2 1096,0843 5123,5659 12203,845c. 3.25 1780,302 6382,2862 12956,232

8. Alimentarea specifica a coloaneiIn functie de compozitia materiei prime si a fractiunilor ce se obtin in coloana de

rectificare, se calculeaza alimentarea specifica F’ parametru ce influenteaza atat economicitatea

7

procesului de separare, cat si conditiile de functionare (operare). Aceasta marime se exprima prin raportul dintrte debitul cu care se alimenteaza coloana si debitul de distilat obtinut.

Exprimarea poate fi molara sau masica: Molar:

F '= FD

=xD−xW

x F−xW=0.9568−0.0295

0.402−0.0295=2. 489kmolamestec /kmoldistilat

Masic:

F '=mF

mD

=xD−xW

xF−xW

=0.95−0.030.4−0.03

=2.486kmol amestec /kmol distilat

9. Ecuatiile liniilor de operare9.1. Calculul liniilor de operare pentru partea superioara (de concentrare) a coloanei

y= RR+1

∙ x+xD

R+1a. β1=1.4

y= 0.2720.272+1

∙ x+ 0.95 680.272+1

=0.159 ∙ x+0.803

b. β2=2

y= 0.2720.272+1

∙ x+ 0.95 680.272+1

=0213 x+0. 752

c. β3=3.25

y= 0.4420.442+1

∙ x+ 0.95 680.442+1

=0.306 ∙ x+0. 663

9.2. Calculul liniilor de operare pentru partea inferioara (de epuizare) a coloanei:

y= R+F 'R+1

∙ x+ F '−1R+1

∙ xW

a. β1=1.4

y=0.1904+2.4 890.1904+1

∙ x+ 2.4 89−10.1904+1

∙0.0 295=2.2508 ∙ x+0.0 369

b. β2=2

y=0.272+2.4 890.272+1

∙ x+ 2.4 89−10.272+1

∙0.0 295=2.170 ∙ x+0.0 345

c. β3=3.25

y=0.442+2.4 890.442+1

∙ x+ 2.4 89−10.442+1

∙0.0 295=2.0325 ∙ x+0. 0304

8

10. Determinarea vitezei vaporilor si a diametrului coloaneiIn continuare, pentru determinarea acestor marimi, calculul se va realize pentru cazul

coeficientului de exces a refluxului β2=210.1 Concentratia medie a lichiduluia. In zona de concentare:

x 'med=x F+xD

2=0.402+0.9568

2=0.6 79

b. In zona de epuizare:x} rsub {med} = {{x} rsub {F} + {x} rsub {W}} over {2} = {0.402 +0.0 295} over {2} =0.2 1 ¿10.2 Concentratia medie a vaporilorCalculul se realizeaza folosind ecuatiile liniilor de operare corespunzatoare.a. In zona de concentare: y 'med=0.763 ∙ x 'med+0.228=0.763 ∙0.6 79+0.228=0.74 6

b. In zona de epuizare:y } rsub {med} =1.388∙ {xmed−0.013=1.388 ∙0.2 15−0.013=0.2 8 5

10.3 Temperatura medie a vaporilorTemperatura vaporilor si lichidului pe talerele coloanei de rectificare se coreleaza cu

ajutorul diagramei de echilibru t=f(x,y*) corespunzator valorilor compozitiilor.Astfel, temperature medie a vaporilor in cele doua parti ale coloanei va fi:

a. In partea superioara: y 'med=0.74 6→t 'med=9 4℃

b. In partea inferioara:y } rsub {med} =0.28 5→ {tmed=10 0℃

Rezulta in acest fel temperature medie a vaporilor in coloana:tmed=t 'med+t } rsub {med}} over {2} = {94+10 0} over {2} = 97 =370 ℃ ¿¿

10.4 Masa molara medie si densitatea fazelora. In partea superioara:

M 'med= y 'med ∙ MB+(1− y 'med) ∙ M T=0.746 ∙78+0.254 ∙92=81.556kg /kmol

ρ 'med=M 'med22.4

∙T 0

T 'med∙PP0

=81.5 5622.4

∙273365

∙760760

=2.723 kg/m3

b. In partea inferioara:M } rsub {med} = {ymed ∙ MB+¿

ρ¿¿

22.4∙

T 0

T } rsub {med}} ∙ {P} over {{P} rsub {0}} = {8 8.01} over {22.4} ∙ {273} over {383} ∙ {760} over {760} =2. 8 kg/ {m} ^ {3 ¿¿In acest fel, densitatea medie a vaporilor in coloana este:

ρ v=ρ 'med+ ρ} rsub {med}} over {2} = {2.723+2.8} over {2} =2.7 6 kg/ {m} ^ {3 ¿¿In mod asemanator se determina temperaturile la varful coloanei, respectiv, in blaz

corespunzator compozitiei distilatului si reziduului, iar apoi densitatii fazei lichide.a. In partea superioara: xD=0.9568→tD=80℃ ρB=804 kg/m3

9

b. In partea inferioara:xw=0.0 295→tw=10 9℃ ρT=784 kg/m3

Densitatea medie a lichidului in coloana se considera ca medie intre densitatile benzenului si toluenului:

ρl=ρB+ρT

2=804+784

2=794 kg /m3

10.5 Calculul vitezei vaporilor

w=C ∙√ ρl

ρv

In care C este o constanta care depinde de tipul talerelor si distant intre acestea. In cazul de fata am ales talere cu clopote, avand intre ele distant de 450 mm. In aceste conditii, valoarea constantei este C=0.068, iar viteza vaporilor va fi:

w=0.068 ∙√ 7942.759

=1.154 m /s

10.6 Calculul diametrului coloaneiSectiunea, respectiv, diametrul coloanei de rectificare se determina din ecuatia curgerii

ascendente a debitului de vapori Vvap prin coloana, cu viteza w. Debitul de vapori se va determina in m3/s, corespunzator conditiilor de lucru: P=760 mmHg si temperature medie din coloana Tmed=371K:

V vap=(R+1)∙ D

3600∙22.4 ∙

T med

T 0

∙P0

P=

(0.0904+1) ∙51.2443600

∙22.4 ∙374273

∙760760

=0.476m3 /s

Dcol=√ V vap

0.785 ∙w=√ 1.423

0.785 ∙1.154=0.724m

Pe baza acestei valori se admite diametrul coloanei la valoarea Dcol=1600mm si se recalculeaza viteza vaporilor:

w=V vap

0.785 ∙D col2 = 0.476

0.785 ∙0.72 =1.137m /s

11.1 Determinarea grafica a numarului de talereSe utilizeaza diagram y*-x si se contruiesc, pentru fiecare caz in parte, linii de operare,

fixandu-se punctele caracteristice (D, F, W) cu abscisele corespunzatoare (xD, xF, xW). Se traseaza linie franta, in trepte, formata din segmente orizontale si vertical, limitate de linia de operare si curba de echilibru, pornind de la compozitia distilatului. Numarul portiunilor orizontale reprezinta numarul de talere teoretice.

Numarul de talere teoretice de la partea superioara a coloanei este egal cu numarul portiunilor orizontale cuprinse in intervalul de concentratii xD>x>xF, iar portiunile orizontale situate in intervalul de concentratii xW<x<xF reprezinta numarul de talere teoretice de la partea inferioara a coloanei. In cazul de fata au fost obtinute urmatoarele valori:

10

Tabelul 4β Numarul de talere teoretice

Total La partea superioara La partea inferioara1.4 13 6 72 11 6 5

3.25 8 5 3

Fig.4. Determinarea grafica a numarului de talere (beta=2)

11.2 Determinarea analitica a numarului de talere

Se bazeaza pe corelarea existent intre cifra de reflux R (Rmin<R< ) si numarul de talere teoretice N determinat la aceste valori ale refluxului si valorile minime Rmin si Nmin. Corelarea se realizeaza prin intermediul expresiilor matematice X si Y in care se regasesc valorile R si N precum si valorile minime ale refluxului Rmin si numarul de talere Nmin.

Dependent expresiilor X si Y conduce la urmatoarele relatii:Y=0.5458−0.5914 ∙ X+0.002743 ∙ X−1

Y=1−exp [( 1+54.4 ∙ X11+117.2 ∙X )∙ ( X−1

X0.5 )]

Corelarea, cunoscuta sub denumirea de metoda Gilliland, este redata grafic in figura 5.

11

Fig.5. Corelarea numarului de talere in functie de reflux

Pentru sistemul benzene-toluen in discutie, volatilitatea relative medie se calculeaza cu media geometrica intre valorile volatilitatilor relative cuprinse in tabelul 1:

αmed=(2.625 ∙2.552∙…∙2.297)17=2.464

iar numarul minim de talere va fi:

Nmin=log( 0.966

1−0.966∙1−0.035

0.035 )log 2.464

−1=6.38

Numarul de talere teoretice determinate analitic, pentru trei valori diferite ale coeficientului de exces al refluxului, este redat in tabelul 5.

Tabelul 5.

X=R−Rmin

R+1Y=

N−N min

N+1N

Rel (IV-24) Rel (II-34) Fig.51.4 0.193 0.4622 0.442 0.45 122 0.374 0.323 0.327 0.285 10

3.25 0.574 0.202 0.206 0.185 8

12

12. Calculul compozitiei de talere (β2=2)- Compozitia pe primele trei talere de la varful coloanei

Concentratia vaporilor care pleaca de pe primul taler este yD=xD=0.957, deoarece in condensator vaporii rezultati la varful coloanei condenseaza integral si se obtine distilatul cu compozitia xD.

Compozitia lichidului care pleaca de pe talerul T1 se calculeaza cu relatia Fenske:

0.957=2.464 ∙ x1

1+ (2.464−1 ) ∙ x1

0.957+1.401∙ x1=2.464 ∙ x1⇒ x1=0.900

Pentru determinarea compozitiei vaporilor care pleaca de pe talerul T2 in echilibru cu lichidul x1 care vine de pe talerul T1 se aplica ecuatia liniei de operare pentru partea superioara a coloanei:

y2=0.763 ∙ x1+0.228=0.763 ∙0.900+0.228=0.915

y2=0.915=2.464 ∙ x2

1+ (2.464−1 ) ∙ x2

0.915+1.34 ∙ x2=2.464 ∙ x2⇒ x2=0.814

y3=0.763∙ x2+0.228=0.763 ∙0.814+0.228=0.849

y3=0.849=2.464 ∙ x3

1+ (2.464−1 ) ∙ x3

0.849+1.243 ∙ x3=2.464 ∙ x3⇒ x3=0.695

In tabelul 6 sunt prezentate, comparative, compozitiile pe talere determinate analytic, respective, determinate din diagrama y*-x.

x1 x2 x3 y1 y2 y3

Analitic 0.900 0.814 0.695 0.957 0.915 0.849

13

Grafic 0.900 0.812 0.695 0.957 0.915 0.852

Compozitia pe ultimele 3 talere de la partea inferioara a coloanei

Concentratia vaporilor in echilibru cu lichidul de compozitie xW=0.035 se calculeaza cu relatia Fenske:

yw¿ = 2.464 ∙0.035

1+(2.464−1) ∙0.035=0.082

Compozitia lichidului de pe talerul T1 se calculeaza aplicand ecuatia liniei de operare pentru partea inferioara a coloanei:

yw¿ =1.388 ∙ x1

' −0.013⇒ x1' =0.0684

In mod similar se procedeaza pentru talerele urmatoare:

y1' = 2.464 ∙0.0684

1+(2.464−1 ) ∙0.0684=0.153

y1' =1.388 ∙ x2

' −0.013⇒ x2' =0.120

y2' = 2.464 ∙0.1196

1+(2.464−1 ) ∙0.119=0.251

In tabelul 7 sunt prezentate, comparative, compozitiile fluxurilor de lichid si vapori pe talere, calculate analitic sau determinate din diagrama y*-x.

Tabelul 7.xW x1

' x2' yw

¿y1' y2

'

Analitic 0.035 0.0684 0.120 0.082 0.153 0.251Grafic 0.035 0.074 0.013 0.080 0.159 0.251

Compozitia fluxurilor pe talerele vecine cu cel de alimentare

14

Din concentratia materiei prime xf=0.409 se determina compozitia vaporilor in echilibru cu acest lichid(relatia Fenske):

y F¿ = 2.464 ∙0.409

1+(2.464−1) ∙0.409=1.008

1.599=0.630

Compozitia lichidului de pe talerul situate deasupra talerului de alimentare se calculeaza aplicand ecuatia de functionare pentru partea superioara a coloanei:

y F¿ =0.763∙ xm+0.228⇒0.630=0.763 ∙ xm+0.228⇒ xm=0.527

Vaporii aflati in echilibru cu acest lichid vor avea compozitia:

ym=α ∙ xm

1+(α−1) ∙ xm= 0.464 ∙0.527

1+(2.464−1) ∙0.527=0.733

Compozitia vaporilor de pe talerul situate sub talerul de alimentare se determina aplicand ecuatia corespunzatoare liniei de operare pentru partea inferioara a coloanei iar apoi se determina compozitia lichidului ce se scurge pe acest taler (din conditii de echilibru).

yn=1.388 ∙ xF−0.013=1.388∙0.409−0.013=0.555

0.555=2.464 ∙ xn

1+(2.464−1)∙ xn

⇒0.555+0.813 ∙ xn=2.464 ∙ xn⇒ xn=0.336

Datele comparative ale compozitiilor, determinate grafic, respectiv analitic, sunt prevazute in tabelul 8.

Tabelul 8xF xm xn yF ym yn

Analitic 0.409 0.527 0.336 0.630 0.733 0.555Grafic 0.411 0.515 0.342 0.631 0.712 0.568

13. Bilantul termic al instalatiei (β2=2 )13.1. bilantul termic al condensatorului (deflegmatorului)

Qcomd (vap )=¿Q primit (apa )+Q p=Qtransmis ¿

Se admite ca pierderile de caldura sunt neglijabile, deci Qp=0, Qcomd (vap )=¿mv ∙r D¿

15

Unde: -mv este debitul masic de vapori, kg/s; -rD- caldura latenta de vaporizare a distilatului la tD=81℃, kJ/kg

Intrucat compozitia distilatului este 96% (masa) benzen si 4% toluen, caldura latenta de vaporizare a acestuia se calculeza functie de caldurile latente de vaporizare ale benzenului(rB) si toluenului (rt) la tD=81℃, cu relatia:

rD=0.96 ∙r B+0.04 ∙ rT=0.96 ∙393.1+0.04 ∙378.7=392.5kJ /kgAstfel,

Qcond ( vap )=¿ 16923.246

3600∙ 392.5=1845.104 kW ¿

Cantitatea de caldura preluata in deflegmator de apa de racire, in urma condensarii vaporilor este:

Q primit (apa )=mapa ∙ capa ∙ (ti−t f )

Unde: mapa este debitul masic al apei de racire kg/s capa este caldura specifica a apei, J/kg grd; t i , t f -temperatura initiala si finala a apei de racire:Se admite t i=14℃ si t f=46℃

mapa=Q primit (apa )

capa ∙ (ti−t f )= 1845.104 ∙103

4190 ∙(46−14)=13.761kg /s

V apa=mapa

ρapa

=13.7611000

=13.761∙10−3m3/sec=52.84m3/h

Cantitatea de caldura transmisa este redata prin relatia:Qtransmis=K ∙ A ∙∆ tmed

Unde: K este coeficientul total de transfer termic, W/m2 grd;A-suprafata (aria) de transfer termic,m2;

∆ tmed- diferenta medie de temperature, grd.Calculul coeficientului total de transfer termic se face conform expresiei:

K= 11

α cond

+∑ r perete+depuneri+1α apa

Unde: α cond , α apa sunt coeficienti partiali de transfer termic la condensarea vaporilor, respectiv, la curgerea apei de racire (valori admise):

α cond=9000∙W

m2 ∙ grd

16

α apa=1250 ∙W

m2∙ grd

∑ r perete+depuneri=5 ∙10−4m2 ∙ grd /W - rezistenta termica a peretelui si depunerilor (valoari admise).In aceste conditii, valoarea coeficientului total de transfer termic este:

K= 11

9000+5∙10−4+

11250

=708.7W

m2 ∙ grd

Calculul diferentei medii de temperatura: in condensatorul de distilat are la baza urmatoarea diagrama termica:

∆ tmax=t cond−t i=80−14=66℃∆ tmin=t cond−t f=80−46=34℃

∆ tmax∆ tmin

<2; ∆ tmed=∆ tmax+∆ tmin

2=66+34

2=50℃

Valoarea suprafetei (ariei) de transfer termic va fi:

A=Qtransmis

K ∙∆ tmed=1845.104 ∙103

708.7 ∙50=52m2

13.2. Bilantul termic pentru fierbatorul (blazul) coloaneiQblaz=Qced (abur)=Qtransmis

Qblaz=Qcond ( vap )+mD ∙cD ∙tD+mW ∙ cW ∙tW−mF ∙ cF ∙ tF+Q p

Qced (abur)=mab ∙ rabPab

Qtransmis=K ∙ A ∙∆ tmed

Unde: cD , cW , c F sunt caldurile specifice ale materiei prime, distilatului respective reziduului, J/kg.grd.tD , tW ,tF-temperatura materiei prime, distilatului respective reziduului, grade Celsius;mab-debitul aburului de incalzire, kg/s;rab- caldura latenta de vaporizare pentru abur, kJ/kg.

Se admite Qp=0.

17

Intrucat materia prima, distilatul si reziduul sunt amestecuri ale celor doua componente, caldurile specifice corespunzatoare se calculeaza functie de caldura specifica a acestora si de compozitia amestecului la tD=80℃.

cD=0.96 ∙ cB+0.04 ∙ cT=(0.96 ∙0.465+0.04 ∙0.43)∙4190=1942.484 J /kg ∙ grdla tW=108.5℃

cW=0.03 ∙c B+0.97 ∙ cT=(0.03 ∙0.48+0.97 ∙0.455 ) ∙4190=1909.59/kg ∙grdla tF=95℃

c F=0.35 ∙ cB+0.65∙ cT=(0.35 ∙0.475+0.65 ∙0.45 ) ∙4190=1922.16/kg ∙ grdNecesarul de caldura din blaz:

Qblaz=Qcond ( vap )+mD ∙cD ∙tD+mW ∙ cW ∙tW−mF ∙ cF ∙ tF+Q p

Qblaz=1845.104+ 42503600

∙1942.484 ∙80+ 72503600

∙1909.59 ∙108.5−115003600

∙1922.16 ∙95

Qblaz=1862.494kW

Deoarece in blaz temperature cea mai mare este tW=108.5℃ se allege pentru incalzire abur cu presiunea Pab=3ata, avand temperature t ab=132.9℃ si rab=2171kJ /kg . In aceste conditii , debitul aburului de incalzire va fi:

mab=Qced(abur)

r abPab =1862.494

2171=0.858 kg/ s=0.858∙3600=3088.428kg/h

Pentru a calcula suprafata de transfer termic a blazului este necesara cunoasterea coeficientului total de transfer termic K si a diferentei medii de temperature ∆ tmed.

K= 11

αmat pr

+∑ r perete+depuneri+1

α abur

unde: αmat pr,α abur sunt coeficienti partiali de transfer termic de partea materiei prime, respectiv,

de partea apei, W

m2 ∙ grd

Se admite αmat pr=920W

m2 ∙ grd si α abur=11750

W

m2 ∙ grd

K= 11

920+5∙10−4+

111750

=589.16W

m2 ∙ grd

Diagrama termica a schimbului de caldura din blaz este:

∆ tmed=t ab−tw=132.9−108.5=24.4℃

Suprafata de transfer termic a blazului:

18

A=Qtransmis

K ∙∆ tmed=1862.494 ∙103

589.16 ∙24.4=129.56 m2

13.2. Bilantul termic al preincalzitorului materiei primeMaterial prima se incalzeste de la ti=26℃ la tf=92℃ cu ajutorul aburului avand presiunea

Pab=3 ata. Se neglijeaza pierderile de caldura in exterior, Qp=0Qnec=Qced (abur)=Qtransmis

Qnec=mF ∙ cF ∙(t f−ti) , iar Qced (abur)=mab ∙ rabPab

Caldura specifica a materiei prime se calculeaza aditiv pe baza compozitiei si caldurii specific a componentelor:

c F=0.35 ∙ cB+0.65∙ cT=(0.35 ∙0.435+0.65 ∙0.43 ) ∙4190=1809.03J /kg ∙grdunde cB si cT sunt caldurile specific pentru benzene si toluene la temperature medie din preincalzitor:

tmed=t f−ti

2=26+92

2=59℃

Cantitatea de caldura necesara preincalzirii materiei prime este:

Qnec=115003600

∙1809.03 ∙ (92−26 )=381.403kW

Debitul aburului de incalzire va fi:

mab=Qced(abur)

r abPab =381.403

2171=0.175kg

sec=0.175 ∙3600=632.45 kg/h

Pentru determinarea suprafetei de transfer termic a preincalzitorului admite valoarea K=

589.16W

m2∙ grd si se stabileste diferenta medie de temperature, conform diagramei termice din

preincalzitor:

∆ tmax=t ab−ti=132.9−26=106.9℃∆ tmin=t ab−t f=132.9−92=40.9℃

respectiv,

∆ tmed=∆ tmax−∆ tmin

ln∆ tmax∆ tmin

=106.9−40.9

ln106.940.9

=68.69℃

Suprafata de transfer termic necesara preincalzitorului de materie prima va fi:

A=Qtransmis

K ∙∆ tmed= 381.403 ∙103

589.16 ∙68.69=9.424m2

13.2. Bilantul termic al racitorului de distilatDistilatul lichid se raceste de la temperature de condensare tD=80℃ pana la tfin=24℃.

Racirea se realizeaza cu apa care se incalzeste de la ti=11℃ la tf=31℃, iar bilantul se defineste:

19

Qced (distilat )=Q primit (apa)=Qtransmis

Qced (distilat )=mD ∙ cD ∙ ( tD−t fin )=42503600

∙1784.94 ∙ (80−24 )=118kW

Caldura specifica a distilatului s-a calculate luand in considerare compozitia acestuia si caldurile specific ale componentelor la temperature medie:

tmed=tD−t fin

2=80+24

2=52℃

cD=0.96 ∙ cB+0.04 ∙ cT=(0.96 ∙0.425+0.04 ∙0.45 ) ∙4190=1784.94 J /kg ∙ grd

Debitul apei de racire se determina din caldura primita in racitor:

mapa=Q primit(apa)

capa ∙(t f−ti)= 118 ∙103

4190 ∙(31−11)=1.408kg

s=1.408 ∙3600=5069.21kg /h

Coeficientul total de transfer termic se calculeaza admitand coeficientii partiali:

K= 11α dist

+∑ r perete+1

αapa

= 11

900+5 ∙10−4+

11250

=415W /m2 ∙ grd

Calculul diferentei medii de temperature a suprafetei de transfer termic a racitorului de distilat pe baza diagramei termice a procesului de racire:

∆ tmax=tD−t f=80−31=49℃∆ tmin=t fin−ti=24−11=13℃

respectiv,

∆ tmed=∆ tmax−∆ tmin

ln∆ tmax∆ tmin

=49−13

ln4913

=27.13℃

A=Qtransmis

K ∙∆ tmed= 118 ∙103

415 ∙27.13=10.48m2

20