Проект ректификационной установки с тарельчатой колонной непрерывного действия

Проект ректификационной установки с тарельчатой колонной непрерывного действия

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Проект ректификационной установки

с тарельчатой колонной непрерывного действия

Содержание

ректификационная установка спирт вода

Введение

. Задание к курсовому проекту

. Описание технологической схемы

. Расчет основного аппарата.

3.1 Определение производительности по дистилляту и кубовому остатку

.2 Определение молярных концентраций исходной смеси, дистиллята и кубового остатка

.3 Построение равновесной кривой и изобары температур кипения

и конденсации

.4 Определение минимального флегмового числа

.5 Определение рабочего флегмового числа

.6 Средние массовые расходы

3.6.1Средние массовые расходы по жидкости верхней и нижней части колонны

3.6.2 Средние массовые потоки пара верхней и нижней частях колонны

3.7 Определение скорости пара и диаметра колонны

.7.1 Средняя скорость пара

.7.2 Диаметр ректификационной колонны

.7.3 Скорость пара в рабочем сечение тарелки

.8 Гидравлический расчет тарелок

.8.1 Гидравлический расчет тарелок в верхней части колонны

.8.2 Гидравлический расчет тарелок в нижней части колонны

.8.3 Минимальное расстояние между тарелками

.9 Высота колонны

.9.1 Определение вязкости пара в укрепляющей и исчерпывающей части колонны

.9.2 Коэффициент диффузии жидкости и пара при средней температуре

.9.3 Коэффициент массоотдачи и массопередачи

.9.4 Общее число единиц переноса на тарелку

.9.5 Локальная эффективность

.9.6 Фактор массопередачи

.9.7 Число ячеек полного перемешивания

.9.8 Относительный унос жидкости

.9.9 КПД по Мэрфри

.9.10. Построение кинематической линии

.9.11 Определение гидравлического сопротивления колонны

. Расчет проходного диаметра штуцеров колонны и выбор фланцев

.1 Штуцер для входа исходной смеси

.2 Штуцер для выхода пара в дефлегматор

4.3 Штуцер для входа флегмы в колонну

.4 Штуцер для выхода кубовой жидкости

.5 Штуцер для входа пара из кипятильника

.6 Изготовление штуцеров и выбор фланцев

. Подбор вспомогательного оборудования

.1 Расчет Дефлегматора

5.2 Расчет Конденсатора

.3 Расчет Кипятильника

.4 Расчет Холодильника

.5 Насос для подачи исходной смеси

.6 Выбор емкости

5.6.1 Емкость исходной смеси

.6.2 Емкость дистиллята

.6.2 Емкость кубового остатка

. Расчёт опор аппарата

. Тепловой баланс

Заключение

Литература

 

Введение

Ректификация - разделение жидких однородных смесей на составляющие вещества или группы составляющих веществ в результате противоточного взаимодействия паровой смеси и жидкой смеси.

Возможность разделения жидкой смеси на составляющие её компоненты ректификацией обусловлена тем, что состав пара, образующегося над жидкой смесью, отличается от состава жидкой смеси в условиях равновесного состояния пара и жидкости.

Сущность процесса ректификации рассмотрим на простейшем примере разделения двухкомпонентной смеси, как и в случае нашего задания по курсовому проектированию, где требуется спроектировать ректификационную установку для разделения смеси «бензол-толуол». При ректификации исходная смесь делится на две части: часть, обогащенную легколетучим компонентом (ЛЛК), называемую дистиллятом, и часть, обедненную ЛЛК, называемую кубовым остатком.

Обозначим: G_f - количество смеси, поступающей на ректификацию;

G_p - количество поступающего дистиллята;

G_w - количество получающегося кубового остатка;_f, x_p, x_w - содержание ЛЛК в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке соответственно.

Тогда материальный баланс разделения:

·   для всей смеси:

G_f = G_p + G_w;

·   для легколетучего компонента в смеси:

_f x_f = G_p x_p + G_w x_w

Обычно ректификационный аппарат состоит из двух частей: верхней и нижней, каждая из которых представляет собой организованную поверхность контакта фаз между паром и жидкостью.

В нижней части исходная смесь взаимодействует с паром, начальный состав которого равен составу кубового остатка. Вследствие этого из смеси извлекается легколетучий компонент.

В верхней ступени пар начального состава соответствующий составу исходной смеси, взаимодействует с жидкостью, начальный состав которой равен составу дистиллята. Вследствие этого пар обогащается легколетучим компонентом до требуемого предела, а менее летучий компонент извлекается из паровой фазы.

Пар для питания ректификационной колонны получается многократным испарением жидкости, имеющей тот же состав, что и кубовый остаток, а жидкость - многократной конденсацией пара, имеющего состав, одинаковый с составом дистиллята.

Рассматривая взаимодействие пара и жидкости в колонне, принимается допущение:

1.       Мольные теплоты испарения компонентов одинаковы, поэтому каждый кмоль пара при конденсации испаряет соответственно кмоль жидкости и, следовательно, мольный поток пара, движущегося снизу вверх, одинаков в любом сечении аппарата.

2.       При конденсации пара в конденсаторе не происходит изменения состава пара, и, следовательно, состав пара, уходящего из колонны, равен составу дистиллята: Xp = Yp.

.        При испарении жидкости в нижней части аппарата не происходит изменения ее состава, и, следовательно, состав пара, образующегося в испарителе, равен составу кубового остатка: Xw = Yw.

Полученный в конденсаторе дистиллят делится на две части. Одна часть направляется обратно в колонну - флегма, другая является отбираемым продуктом - дистиллят. Отношение количества возвращенного в колонну дистиллята (флегмы) к количеству дистиллята, отобранного в виде продукта - называется флегмовым числом R.

Количество пара, полученного в нижней части колонны, и проходящего по ней, равно:

при D = R + 1.

Это равенство доказывает, что разделение смеси при ректификации возможно в результате взаимодействия потоков пара и жидкости в колонне, при кратности испарения равной R + 1, и кратности конденсации, равной R.

Флегмовое число:

Уравнения рабочих линий для верхней и нижней частей ректификационной колонны соответственно:

Эти уравнения связывают составы в паре (Y) и жидкости (X) в любом произвольном сечении в соответственно укрепляющей и исчерпывающей частях колонны.

В данном курсовом проекте будут рассмотрены и проведены массообменные, тепловые, гидравлические расчеты для ректификации смеси метиловый спирт -вода производительностью 21000 кг/ч, а также подбор вспомогательного оборудования (емкости, насосы, теплообменные аппараты).

1. Задание к курсовому проекту

Выполнить проект ректификационной установки с тарельчатой колонной непрерывного действия производительностью 21000 м³/час исходной смеси - метиловый спирт-вода (при нормальных условиях) и начальной концентрации x_f =0.6 (массовой доли), концентрации остатка x_w=0.03 (массовой доли), концентрации дистиллята x_p=0.9 (массовой доли). Давление в аппарате P = 0.1 МПа. Температура исходной смеси t_н=25^оС.

Определить расход кубового остатка и расход дистиллята, и габаритные размеры колонны.

Подобрать вспомогательное оборудование.

ректификационная установка проектирование

2. Описание технологической схемы

Исходная смесь поступает со склада в емкость «Е-1» откуда насосом «Н-1» подается в ректификационную колону «К-1» на седьмую тарелку. Кубовый остаток из колонны «К-1» делятся на 2 потока: первый идет на охлаждения водой в холодильнике «ХЛ-1» и далее в промежуточную емкость «Е-2»; второй идет для нагревания жидкости до температуры кипения, нагрев осуществляет кипятильник «КП-1», горячим паром. Кипящая жидкость из кипятильника «КП-1» поддеться в колону «К-1». Где боле летучий компонент в виде пара поднимается по колоне орошаясь жидкостью исходной смеси и флегмы, обогащенный пар через верхний штуцер выводиться из клоны «К-1», и поддеться в дефлегматор «ДФ-1». Где конденсируется водой до температуры парообразования летучего компонента, и разделяться на 2 потока пар - дистиллят и жидкость - флегма, жидкость идет, на орошения колоны «К-1». Дистиллят из дефлегматора «ДФ-1» поддеться на полное охлаждения водой в конденсатор «КН-1» и далее в промежуточную емкость «Е-3».

 

3. Расчет основного аппарата

3.1 Определение производительности по дистилляту и кубовому остатку

Материальный баланс всей ректификационной колонны может быть представлен двумя уравнениями: по всему продукту

=P+W

по легколетучему компоненту

;

Отсюда находим:

м³/с;

 м³/с;

3.2 Определение молярных концентраций исходной смеси, дистиллята и кубового остатка

кмоль/кмоль смеси;

 кмоль/кмоль смеси;

 кмоль/кмоль смеси;

 

3.3 Построение равновесной кривой и изобары температур кипения и конденсации (рис. 4)

Данные по равновесию приведены в таблице:

 

Таблица 1.

Х %	0.00	2	4	6	8	10	15	20	30	50	70	90	100
У %	0.00	13.4	23.0	30.4	36.5	41.8	51.7	57.9	66.5	77.9	87.0	95.8	100
T0 C	100	96.4	93.5	91.2	89.3	87.7	84.4	81.7	78.0	73.1	69.3	66.0	64.5

 

.4 Определение минимального флегмового числа

 y* - (по рис. 1)

 

.5 Определение рабочего флегмового числа

Задавшись различными коэффициентами избытка флегмы β (рис. 2). Определим соответствующие флегмовые числа. Графически построение ступеней изменения концентрации между рабочей и равновесной лини на диаграмме состава пара - y и состава жидкости - x (рисунок № 3) находим N [1]. Равновесные данные для различных систем приведены в справочнике [4]. Результаты расчетов рабочих флегмового числа представленные на (рис. 5) и переведены в таблице 2.

 

Таблица 2.

R	1.1	1.2	1.3	1.4	1.5	1.6	1.7
β	0.469	0.447	0.428	0.410	0.394	0.379	0.365
N	42	25	21	18	17	16	16
N(R+1)	88.2	55	48.3	43.2	42.5	41.6	43.2

Минимальное произведения N(R+1) соответствуют флегмовому челу R=1.5. При этом коэффициент избытка флегмы: на рис. 6 представлены рабочие линии и ступени имения концентрации для верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) части колонны соответствии с найденным значением R.

3.6 Средние массовые расходы

 

.6.1Средние массовые расходы по жидкости верхней и нижней части колонны

Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости верхней и нижней части колонны определяют из соотношения:

;

;

где M_P и M_F - мольные массы дистиллята и исходной смеси; М_В и М_Н - средние мольные массы верхней и нижней части колоны.

Средние мольные массы жидкости верхней и нижней частях колоны соответственно равны:

где  - мольные массы метилового спирта и воды ;

 - средний мольный состав жидкости верхней и нижней части колоны

    кмоль/кмоль смеси;    кмоль/кмоль смеси;

Тогда мольные массы верхней и нижней части колоны:

     кг/кмоль;

   кг/кмоль;

мольные массы исходной смеси и дистиллята:

кг/кмоль;

     кг/кмоль;

 кг/с

 кг/с;

 

3.6.2 Средние массовые потоки пара верхней и нижней частях колоны

Средние массовые потоки пара верхней G_B и нижней G_H частях колоны

     кмоль/кмоль смеси;      кмоль/кмоль смеси;

кг/кмоль;

кг/кмоль;

 кг/с;

 кг/с;

 

.7 Определение скорости пара и диаметра колонны

 

.7.1 Средняя скорость пара

Средняя скорость пара для сетчатых тарелок верхней и нижней части колоны:

м/с

r_х = 1428.5 кг/м³ - средняя плотность жидкости по колонне;

r_у = 3.262 кг/м³ - средняя плотность пара по колонне;

Принимаем средний массовый поток пара в колоне G:

 кг/с;

3.7.2 Диаметр ректификационной колонны

Диаметр ректификационной колонны:

м

По каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Ректификационные и Абсорберцоионные калонны» для колоны диаметром 1200 мм ОСТ 26-805-73 выбираем сетчатую тарелку ТС-Р2 со следующими конструктивными размерами:

Свободное сечение колоны Fc	м2	1.13
Рабочие сечение тарелки Sт	м2	1.01
Относительное свободное сечение тарелки	%	11,1
Диаметр отверстия dо	мм	4
Шаг между отверстиями t	мм	8
Сечение перелива Sп	м2	0.06
Относительная площадь перелива	%	5,3
Периметр слива Lсл	м	0.980
Масса	кг	62

3.7.3 Скорость пара в рабочем сечение тарелки

Скорость пара в рабочем сечение тарелки:

 м/с

 

.8 Гидравлический расчет тарелок

Принимаем следующие размеры сетчатой тарелки: диаметр отверстия d_о=4 мм, высота сливой перегородки h_п=40 мм. Свободное сечение тарелки 11,1% от общей площади тарелки. Расстояние между тарелками 400 мм.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки определяется по формуле:

где: DP_сух - сопротивление сухой тарелки, Па;

DР_s - сопротивление, вызванное силами поверхностного натяжения, Па;

DР_пж - статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па;

 

.8.1 Гидравлический расчет тарелок в верхней части колоны

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

Па;

где: x - коэффициент сопротивления, для сетчатой тарелки принимаем равным 1.1

r_у - средняя плотность пара в верхней части колонны;

ω_т - скорость пара в колонне;

Гидравлическое сопротивление обусловленное силами поверхностного натяжения:

Па;

поверхностное натяжение s =Н/м при средних температурах.

Гидравлическое сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

;

Высота парожидкостного слоя h_пж по рисунку 1

м;

Величину Δh - высота слоя над сливной перегородки рассчитываем по формуле:

м;

_x - Объемный расход жидкости, k =ρ_пж/ρ_х - отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближено равным 0,5; П - периметр сливной перегородки.

м³/с;

Следовательно, гидравлическое сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Па;

Следовательно, общее гидравлическое сопротивление тарелки:

Па;

 

.8.2 Гидравлический расчет тарелок в нижней части колоны

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

Па;

где: x - коэффициент сопротивления, для сетчатой тарелки принимаем равным 1.1

r_у - средняя плотность пара в нижней части колонны;

ω_т - скорость пара в колонне;

Гидравлическое сопротивление обусловленное силами поверхностного натяжения:

Па;

поверхностное натяжение s = Н/м при средних температурах.

Гидравлическое сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

;

Высота парожидкостного слоя h_пж по рисунку 1

м;

Величину Δh - высота слоя над сливной перегородки рассчитываем по формуле:

м;

_x - Объемный расход жидкости, k =ρ_пж/ρ_х - отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближено равным 0,5; П - периметр сливной перегородки.

м³/с;

Следовательно, гидравлическое сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Па;

Следовательно, общее гидравлическое сопротивление тарелки:

Па;

средние гидравлическое сопротивление тарелки будет:

Па;

3.8.3 Минимальное расстояние между тарелками

Проверяем выбранное расстояние между тарелками: минимальное расстояние между ними должно быть равным:

м;

Выбранное ранее расстояние между тарелками H_мин = 400 мм подходит.

 

.9 Высота колоны

 

Молярный расход пара по колонне:

 кг^.моль/с;

Рабочая площадь тарелки:

 м²;

Фактор скорости для сетчатых тарелок:

;

3.9.1 Определение вязкости пара в укрепляющей и исчерпывающей части колонны

Определим коэффициент динамической вязкости для пара:

Па^.с;

где коэффициент динамической вязкости метилового спирта Па^.с, коэффициент динамической вязкости воды Па^.с при средних температурах в укрепляющей части колоне.

Определим коэффициент динамической вязкости для жидкости:

 Па^.с;

где коэффициент динамической вязкости метилового спирта Па^.с, коэффициент динамической вязкости воды Па^.с при средних температурах в исчерпывающей части колоне.

3.9.2 Коэффициент диффузии жидкости и пара при средней температуре

Для того чтобы определить коэффициент диффузии при средней температуре, не обходимо рассчитать коэффициент диффузии D_x20 при 20^оС:

м²/с;

Температурный коэффициент b:

 м²/с;

Коэффициент диффузии при средней температуре:

 м²/с;

Коэффициент диффузии пара при средней температуре.

м²/с;

 

.9.3 Коэффициент массоотдачи и массопередачи

Значение коэффициента массоотдачи в паровой фазе:

;

Значение коэффициента массоотдачи в паровой фазе:

;

;

где: b_xf1 - опытное значене коэффициента массоотдачи,

Общий коэффициент массопередачи K_yf:

 кмоль/м^2.с;

где m - тангенс угла наклона линии равновесия,

;

Так как величина m является переменной по высоте колонны, находим ее значения для различных концентраций, используя диаграмму y - x. Предварительно на диаграмму наложим кривую равновесия и линии рабочих концентраций при рабочем значении флегмового числа R = 1.62 (рис.7). В пределах от x_w до x_p выбираем ряд значений x. Для каждого значения x определяем по диаграмме величины (y* - y) и (x - x*) как разность между равновесной и рабочей линиями, а затем по этим значениям находим m (Таблица 3).

 

Таблица 3.

x	x - x*	y* - y	m
0.034	0.0012	0.00251	2.083
0.1	0.0291	0.05874	2.019
0.2	0.0457	0.07197	1.689
0.3	0.0426	0.06746	1.584
0.4	0.0492	0.0623	1.266
0.5	0.0384	0.0462	1.203
0.538	0.0265	0.0295	1.113
0.6	0.0664	0.0449	0.676
0.7	0.0957	0.0616	0.643
0.8	0.0946	0.0582	0.591
0.9	0.0789	0.0366	0.464
0.985	0.0403	0.016	0.397

Далее подставляем в уравнение общего коэффициента массопередачи полученные значения bxf, byf и m для различных значений x. Результаты заносим в таблицу 4.

 

Таблица 4.

x	0.034	0.1	0.2	0.3	0.4	0.5	0.538	0.6	0.7	0.8	0.9	0.985
Kyf	0.154	0.156	0.171	0.176	0.194	0.198	0.204	0.240	0.243	0.248	0.262	0.270

3.9.4 Общее число единиц переноса на тарелку

;

Далее подставляем в уравнение общее число переноса на тарелку  коэффициента массопередачи K_yf для различных значений x. Результаты заносим в таблицу 5

 

Таблица 5.

x	0.034	0.1	0.2	0.3	0.4	0.5	0.538	0.6	0.7	0.8	0.9	0.985
4.3834.444.8675.0095.5215.6353.1313.6843.733.8074.0214.144

 

3.9.5 Локальная эффективность

;

Локальная эффективность для различных значений x. Результаты заносим в таблицу 6

 

Таблица 6.

x	0.034	0.1	0.2	0.3	0.4	0.5	0.538	0.6	0.7	0.8	0.9	0.985
0.9860.9880.9920.9930.9960.9980.9560.9750.9760.9780.9820.984

Для определения эффективности по Мэрфи не обходимо рассчитать фактор массопередачи, долю байпасирующей жидкости, число ячеек полого перемешивания и межтарельчатый унос.

3.9.6 Фактор массопередачи

;

Локальная эффективность для различных значений x. Результаты заносим в таблицу 7

 

Таблица 7.

x	0.034	0.1	0.2	0.3	0.4	0.5	0.538	0.6	0.7	0.8	0.9	0.985
3.3693.2652.7322.5622.0471.9461.81.0931.040.9560.750.642

долю байпасирующей жидкости θ для различных конструкции можно определить в монограмме (5), при факторе скорости F=2.046, принимаем θ=0.564.

3.9.7 Число ячеек полого перемешивания

Число ячеек полного перемешивания S для сетчатых тарелок в колоннах диаметром более D=0.6 м отсутствуют надежные данные при продольном перемешиванию жидкости, по этому достаточной степенью приближения можно считать, что одна ячейка перемешивания соответствует длине пути жидкости: l=300-400 мм.

Примем l=300 мм и определим число ячеек полного перемешивания S как отношение длены пути жидкости на тарелке l_т к l. Определим длину жидкости l_т как расстояние между переливными устройствами.

;

Тогда число ячеек полного перемешивания на тарелки .

 

.9.8 Относительный унос жидкости

Относительный унос жидкости e в тарельчатых колонах определяется в основном скоростью пара, высотой сепарационного пространства и физическими свойствами жидкости и пара. В настоящие время нет надежных зависимостей, учитывающих влияние физических свойств потоков на унос, особенно для процессов ректификации. Для этих процессов унос можно оценить с помощью графических данных (Дыднерский). По данным унос на сетчатых тарелок является функции комплекса .

Коэффициент m:

;_c=H-h_п=0.36 м;

При таком значении комплекса  унос для всей колоны е= 1.98 кг/кг;

 

.9.9 К.П.Д. по Мэрфри

; ;

; ;

Далее подставляем в каждое уравнение полученные значения λ, θ, , S, e и m для различных значений x. Результаты заносим в таблицу 8.

 

Таблица 8.

x	0.034	0.1	0.2	0.3	0.4	0.5	0.538	0.6	0.7	0.8	0.9	0.985
Kyf	0.154	0.156	0.171	0.176	0.194	0.198	0.204	0.240	0.243	0.248	0.262	0.270
0.9860.9880.9920.9930.9960.9980.9560.9750.9760.9780.9820.984
m	2.083	2.019	1.689	1.584	1.266	1.203	1.113	0.676	0.643	0.591	0.464	0.397
3.5613.5093.2273.1362.8612.8082.6872.3292.3022.2582.152.093
0.7090.7060.6850.6760.6480.6430.60.5560.5520.5450.5250.514
0.1730.1770.20.2090.2390.2450.250.3310.3170.3260.3480.36
0.1010.1020.1090.1120.120.1220.1230.1360.1370.1390.1430.145

3.9.10. Построение кинематической лини

Зная эффективность по Мэрфри определим концентрацию легколетучего компонента в паре на выходе из тарелке y_к по соотношению:

;

где: y_к - концентрацию легколетучего компонента в паре на входе в тарелку.

;

Результаты заносим в таблицу 9.

 

Таблица 9.

x	0.034	0.1	0.2	0.3	0.4	0.5	0.538	0.6	0.7	0.8	0.9	0.985
y	0.073	0.224	0.408	0.533	0.634	0.718	0.745	0.787	0.844	0.896	0.948	0.992

На диаграмме y - x (рис. 7) полученные точки соединяем плавной линией. Построенная кривая является кинетической кривой.

Число реальных тарелок, которое обеспечивает заданную четкость разделения, находим путем построения ступенчатой линии между рабочей и кинетической линиями. Построение ступенчатой линии проводим от концентраций x_f, x_p и от x_f, x_w.

Число ступеней в пределах концентраций x_f…x_p равно числу реальных тарелок в укрепляющей секции колонны. Число ступеней в пределах концентраций x_f…x_w равно числу реальных тарелок исчерпывающей секции колонны.

В результате построения получаем:

·   число реальных тарелок в укрепляющей секции колонны - 12;

·   число реальных тарелок в исчерпывающей секции колонны - 7;

·   общее число тарелок - 19.

Высоту тарельчатой ректификационной колонны определим:

 м;

3.9.11 Определение гидравлического сопротивления колонны

Суммарное гидравлическое сопротивление колонны:

Па;

где: N - общее число тарелок в колонне, равное 19

4. Расчет проходного диаметра штуцеров колонны и выбор фланцев

4.1 Штуцер для входа исходной смеси

 м;

где: V_и - объемный расход исходной смеси, м³/с;

 м³/с;

ω_и - скорость потока, так как смесь поступает в колонну под напором, принимаем скорость равной 1,2 м/с;_и - массовый расход исходной смеси, кг/с;

ρ_и - плотность исходной смеси, кг/м³;

Принимаем диаметр штуцера d_и = 100 мм.

4.2 Штуцер для выхода пара в дефлегматор

 м;

где: V_п - объемный расход пара, м³/с;

ω_п - скорость потока пара, принимаем равной 1.6 м/с;

 м³/с;

 кг/с;

G_п - массовый расход пара, кг/с;

ρ_y - плотность пара, кг/м³;_д - молярная масса конечного пара/флегмы;

Принимаем диаметр штуцера d_и = 160 мм.

4.3 Штуцер для входа флегмы в колонну

 м;

где: V_ф - объемный расход флегмы, м³/с;

         ω_ф - скорость флегмы, принимаем равной 1.2 м/с;

 м³/с;

 кг/с;

Ф - массовый расход флегмы, кг/с;

ρ_ф - плотность флегмы, кг/м³;_д - молярная масса конечного пара/флегмы;

Принимаем диаметр штуцера d_и = 100 мм.

4.4 Штуцер для выхода кубовой жидкости

где: V_к - объемный расход кубовой жидкости, м³/с;

 м³/с;

_к - массовый расход кубовой жидкости, кг/с;

 кг/с;

- массовый расход кубового остатка, кг/с;

Ф - массовый расход флегмы, кг/с;

ω_к - скорость истечения. Так как жидкость выходит самотеком, принимаем 0.2 м/с.

Принимаем диаметр штуцера dк = 170 мм.

4.5 Штуцер для входа пара из кипятильника

 

где: V_ц - объемный расход пара, выходящего из кипятильника 15, м³/с;

ц - массовый расход циркуляционного пара кг/с;

r_п - плотность пара из кипятильника, кг/м³;

M_ср = 47,38

M_ср - молярная масса пара;

ω_ц - скорость входа потока пара из кипятильника, принимаем 20 м/с.

Принимаем диаметр штуцера dц = 170 мм.

4.6 Изготовление штуцеров и выбор фланцев

 

Для упрощения конструктивных деталей колонны, будем изготовлять штуцера из отрезков труб соответствующих диаметров. Внешний вылет штуцеров составляет » 1.5 от диаметра штуцера, внутренний - » 0.3. Чтобы предупредить попадание жидкости во внутреннее пространство штуцера, подающего циркуляционный пар, труба, из которой он изготовлен, обрезается под углом книзу.

К выступающим отрезкам труб привариваются фланцы плоские стальные.

5. Подбор вспомогательного оборудования

5.1 Расчет Дефлегматора

Без учета потерь тепла, расход теплоты:

 Вт;

где средняя удельная теплоемкость дистиллята, равная

Средняя разность температур:

 = 12.76^оС;

Ориентировочная поверхность теплообмена:

полагая K_ор = 300 , т. е. приняв его таким же, как и при конденсации от пара к жидкости.

По каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения» принимаем наиболее близкий к ориентировочному значению площади поверхности конденсатор КНГ.

Выбираем стандартный теплообменных аппаратов по ГОСТу 15122-79:

Теплообменник «кожухотрубный» D=600 мм; d_н=25х2 мм; n=257; z=1; l=3 м; S_т=0.089 м²; S_м=0.053 м²; S_в.п=0.04 м²; h=300 мм; n_р=17; F=61 м².

5.2 Расчет Конденсатора

Без учета потерь тепла, расход теплоты:

 Вт;

где средняя удельная теплоемкость дистелята, равная

Средняя разность температур:

 = 6.66^оС;

Ориентировочная поверхность теплообмена:

полагая K_ор = 300 , т. е. приняв его таким же, как и при конденсации от пара к жидкости.

По каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения» принимаем наиболее близкий к ориентировочному значению площади поверхности конденсатор КНГ.

Выбираем стандартный теплообменных аппаратов по ГОСТу 15122-79:

Теплообменник «кожухотрубный» D=400 мм; d_н=25х2 мм; n=111; z=1; l=4 м; S_т=0.038 м²; S_м=0.031 м²; S_в.п=0.02 м²; h=250 мм; n_р=11; F=35 м².

5.3 Расчет Кипятильника

Без учета потерь тепла, расход теплоты:

 Вт;

где средняя удельная теплоемкость кубового остатка, равная

Средняя разность температур:

 = 3.34^оС;

Ориентировочная поверхность теплообмена:

полагая K_ор = 600 , т. е. приняв его таким же, как и при конденсирующегося пара к кипящей жидкости.

По каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения» принимаем наиболее близкий к ориентировочному значению площади поверхности конденсатор КНГ.

Выбираем стандартный теплообменных аппаратов по ГОСТу 15122-79:

Теплообменник «кожухотрубный» D=1200 мм; d_н=25х2 мм; n=1048; z=2; l=6 м; S_т=0.179 м²; S_м=0.165 м²; S_в.п=0.164 м²; h=550 мм; n_р=34; F=494 м².

 

5.4 Расчет Холодильника

Без учета потерь тепла, расход теплоты:

 Вт;

где средняя удельная кубового остатка, равная

Средняя разность температур:

 = 3.1^оС;

Ориентировочная поверхность теплообмена:

 

полагая K_ор = 340 , т. е. приняв его таким же, как и при охлаждения водой жидкость.

По каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа, 1991г., «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения» принимаем наиболее близкий к ориентировочному значению площади поверхности конденсатор КНГ.

Выбираем стандартный теплообменных аппаратов по ГОСТу 15122-79:

Теплообменник «кожухотрубный» =400 мм; d_н=25х2 мм; n=100; z=2; l=6 м; S_т=0.042 м²; S_м=0.045 м²; S_в.п=0.04 м²; h=350 мм; n_р=16; F=47 м².

5.5 Насос для подачи исходной смеси

м³/с;

Выбираем центробежный насос марки:

Марка	Q, м3/с	Н, м столба жидкости	п, 1/с	ηН	Электродвигатель
					тип	NH, кВт	η ДВ
Х8/30	2.8∙10-3	17.7; 24	48.3	0.50	АО2-32-2	4	-

5.6 Выбор емкости

 

.6.1 Емкость исходной смеси

По данным расхода исходной смеси рассчитываем емкость по формуле:

где время равное часа, коэффициент равный , расход исходной смеси равный .

Выбираем емкость горизонтальную с плоскими днищами и крышками ГПП, вместительностью от

 

.6.2 Емкость дистиллята

По данным расхода дистиллята рассчитываем емкость по формуле:

где время равное часа, коэффициент равный , расход дистиллята равный .

Выбираем емкость горизонтальную с плоскими днищами и крышками ГПП, вместительностью от

5.6.2 Емкость кубового остатка

По данным расхода кубового остатка рассчитываем емкость по формуле:

где время равное часа, коэффициент равный , расход кубового остатка равный .

Выбираем емкость горизонтальную с плоскими днищами и крышками ГПП, вместительностью от

6. Механические расчеты основных узлов и деталей

 

Расчет опор предназначенных для цилиндрических колонных аппаратов производят исходя из ветровой и сейсмической нагрузок. В таких опорах расчётом определяются: размеры рёбер, сварные или паянные швы и местные напряжения в цилиндрических стенках аппарата в местах присоединения к ним опор.

Отношение вылета к высоте ребра llh рекомендуется принимать равным 0.5.

Расчётная толщина ребра определяется по формуле:

 

где G - максимальный вес аппарата, МН (обычно бывает во время испытания, когда аппарат заполнен водой); п - число лап (не менее двух); z- число рёбер в одной лапе (1 или 2); σ - допускаемое напряжение на сжатие (можно принять равным 100 МН/м²); l -вылет опоры, м.

Определим основные размеры опоры (лапы) для вертикального цилиндрического аппарата, подвешенного на четырёх лапах по следующим данным: максимальный вес аппарата G = 0.15 МН, число лап п = 4; конструкция лап - двухрёберная, z = 2; вылет лапы l = 0.2 м; С_к = 1 мм; диаметр корпуса D_B = 1.2 м.

Определим толщину ребра

 

Принимаем толщину ребра δ=10 мм.

Общая длина сварного шва определяется по формуле:

L_ш=4 • (h +δ=4• (0.4 + 0.01) = 1.64 м

Прочность сварного шва проверим по формуле:

где L_ш - общая длина сварных швов, м; h_ш - катет сварного шва, h_ш = 0.008 м;

τ_ш._с. -допускаемое напряжение материала на срез, τ_ш._с. = 80 МН/м .

.0375 < 0.735

То есть прочность обеспечена.

Определим опоры аппарата. При определении нагрузки на подвесную опорную лапу все действующие на аппарат нагрузки приводят к осевой силе Р, определяемой максимальным весом аппарата при эксплуатации или при гидравлических испытаниях, и моменту М, зависящему от конструкции аппарата, и т. д. При учебных расчётах момент М можно принять равным нулю. Нагрузку на одну опору рассчитывают по соотношению:

 (5.2.4)

Если М=0,следовательно ,значит

Где λ₁-коэффициент,зависящий от числа опор z.Примем z=4,значит λ₁=2

Рассчитаем осевую силу P=m∙g. Масса аппарата при гидравлических испытаниях равна:

m=m_ап+m_воды

Зная технические характеристики аппарата найдем:

=74,126

V=6.154+74.126+4.19=84.47 м³

m=1500+84470=99470 кг

P=m∙g=99470*9.81=975800 H

По ОСТ 26-665-79 выбираем опору

Q=630kH

a=540 a₁=690 a₂=460 b=1150 b₁=550 b₂=540 c=80 c₁=400 h=2400 h₁=300=40 k=110 k₁=280 d=50 f=600

7. Тепловой баланс процесса ректификации

Q₁ + Q₂ = Q₃ + Q₄ + Q₅

Q₁ = 78828.984- тепло, поступающее в кипятильник ректификационного аппарата с греющим паром, Вт.

Q₂ = 30345.076 - тепло, поступающее с флегмой, Вт.

Q₃ = 50574,976 - тепло, уходящее с парами, Вт.

Q₄ = 43793,88 - тепло, уходящее с остатком, Вт.

Q₅ - тепло, выделяемое в окружающую среду.

Q₆ = Q₁ + Q₂ + Q₃ - Q₄ - Q₅ = 14805.2 Вт.

Для снижения тепловых потерь возможно применение тепловой изоляции как на колонне и теплообменниках, так и на трубопроводах.

Заключение

Целью данного курсового проекта являлся расчет ректификационной колонны непрерывного действия для разделения бинарной смеси метиловый спирт -вода.

В рамках проекта были произведены следующие расчеты: составление и описание технологической схемы ректификационной установки, расчет основного аппарата (колонны), а также был произведен подбор вспомогательного оборудования (теплообменной и насосной аппаратуры). В конечном итоге был получен следующий результат: тарельчатая ректификационная колонна высотой 10 м с ситчатыми тарелками типа ТС-Р2, диаметром 1.2 м и следующее дополнительное оборудование:

Обозначение на схеме	Марка
Теплообменники

КП-1  ХЛ-1  ДФ-1  КН-1 

Насосы
Н1		X8/30
Емкости
Е1 Е2 Е3	ГЭЭ1-1-50-0.6 ГЭЭ1-1-6.3-0.6 ГЭЭ1-1-40-0.6

Список используемой литературы

1. Дытнерский Ю.И. - "Процессы и аппараты химической технологии. Пособие по курсовому проектированию". М. : Химия, 1983. 272с.

. "Машины и аппараты химических производств. Примеры и задачи" под редакцией В.Н. Соколова. Л. : Машиностроение, 1982. 384с.

. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов. Л.: Химия, 1976. 552 с.

. Коган В.Б., Фридман В.М., Кафаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром. Кн. 1 - 2. М. - Л.: Наука. 1996. 640+786 с.

. Справочник химика. Т. 1 - 2. М. - Л.: Госхимиздат, 1963. 1071+1125 с.

. Тимонин А.С.Основы конструирования и расчета химико-технологического оборудования. Калуга: Издательство Бочкаревой,2006.-1028с.