Ректификационная установка непрерывного действия для разделения смеси гексан-толуол
МИНИСТЕРСТВО ОБРАЗОВАНИЯ И НАУКИ РФ
ГОУ ВПО "Алтайский
государственный технический университет
Им И.И. Ползунова"
Кафедра "Химическая техника и
инженерная экология"
КУРСОВОЙ ПРОЕКТ
РЕКТИФИКАЦИОННАЯ УСТАНОВКА
НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СМЕСИ ГЕКСАН-ТОЛУОЛ
по дисциплине "Процессы и
аппараты химической технологии"
Проект выполнил
студент гр. ХТ-11 Цайтлер Ю.В.
Нормоконтролер Сартакова О.Ю.
Барнаул 2014
Содержание
Введение
1. Технологическая схема ректификационной установки
2. Расчётная часть
2.1 Материальный баланс колонны
2.2 Гидравлический расчет тарелок
2.3 Определение числа тарелок и высоты колонны
2.4 Тепловой расчет установки
Заключение
Список использованной литературы
Приложения
Введение
Ректификация - процесс разделения гомогенных смесей летучих
жидкостей путём двустороннего массообмена и теплообмена между неравновесными
жидкой и паровой фазами, имеющими различную температуру и движущимися
противоположно друг другу.
Разделение осуществляется обычно в колонных аппаратах при
многократном или непрерывном контакте фаз. При каждом контакте из жидкости
испаряется преимущественно низкокипящий компонент, которым обогащаются пары, а
из паровой конденсируется преимущественно высококипящий компонент, переходящий
в жидкость. Обмен компонентами между фазами позволяет получить, в конечном
счете, пары представляющие собой почти чистый низкокипящий компонент. Эти пары,
выходящие из верхней части колоны, после их конденсации в отдельном аппарате
дают дистиллят (верхний продукт) и флегму - жидкость, возвращающую для орошения
колоны и взаимодействия с поднимающимися в колоне парами. Снизу удаляется
жидкость представляющая собой почти чистый высококипящий компонент - кубовый
остаток (нижний продукт). Часть остатка испаряют в нижней части колоны для
получения восходящего потока пара.
Ректификация известна с начала девятнадцатого века, как один
из важнейших технологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной
промышленности. В настоящее время ректификацию всё шире применяют в самых
различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом
виде имеет весьма важное значение (в производных органического синтеза,
изотопов, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).
1.
Технологическая схема ректификационной установки
- емкость для исходной смеси; 2,9 - насосы; 3 -
теплообменник-подогреватель; 4 - кипятильник; 5 - ректификационная колона;
-дефлегматор; 7 - холодильник дистиллята; 8 - емкость для
сбора дистиллята; 10 - холодильник кубовой жидкости; 11 - емкость для кубовой
жидкости.
Рисунок 1 - Принципиальная схема ректификационной
установки
В установке для непрерывной ректификации колона состоит из
двух частей: верхней - укрепляющей и нижней - исчерпывающей части колоны, для
того, чтобы поступающая на разделение смесь соприкасалась со встречным потоком
пара с большим содержанием высококипящего компонента в исходной смеси. В
исчерпывающей части колоны происходит удаление низкокипящего компонента из
стекающей вниз жидкости, в верхней части - обогащение низкокипящим компонентом
поднимающихся паров. Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным
насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры
кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на
тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси XF. На питательной тарелке
жидкость смешивается с флегмой из укрепляющей части колонны и, стекая вниз,
взаимодействует с поднимающимися навстречу паром, более богатым высококипящим
компонентом, при этом из жидкости происходит удаление низкокипящего компонента.
В нижнюю часть колонны стекает жидкость, состоящая почти целиком из
высококипящего компонента, часть её называется кубовым остатком и непрерывно
отводится через холодильник кубовой жидкости 10 в емкость для кубовой жидкости
11. Пар поднимается по всей колонне снизу вверх, обогащаясь при этом
низкокипящим компонентом. Пар, выходя из колонны, поступает в дефлегматор 6,
где он конденсируется. При этом часть конденсата возвращается в колонну в виде
флегмы, другая часть выводится из дефлегматора в виде готового продукта
разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется
в промежуточную емкость 8. Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется
непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на
дистиллят и кубовый остаток.
ректификационная установка гексан толуол
2. Расчётная
часть
2.1
Материальный баланс колонны
Производительность колонны по исходной смеси и кубовому
остатку определим из уравнений материального баланса колонны:
;
.
Из уравнений материального баланса:
GW=0,4 кг/с; GD=0,15 кг/с.
GF=0,55 кг/с
Найдем минимальное флегмовое число RMIN по формуле:
.
Для расчетов выразим концентрации исходной смеси , дистиллята и кубового остатка в мольных долях по формуле:
.
XF= (86*0,3) / (86*0,3+0,7*92) =0,286
XD= (86*0,95) / (86*0,95+0,05*92) =0,947
XW = (86*0,05) / (86*0,05+0,95*92) =0,046
Относительный мольный расход питания
F= (xD-xW) / (xF-xW)
F= (0,947-0,046) / (0,286-0,046) =3,75
y*F -
находим по диаграмме x-y (рис.2 в приложении Б)
y*F =60
кмоль/кмоль смеси.
Рабочее число флегмы определим по уравнению:
R=1,3RMIN+0,3=1,78
Уравнения рабочих линий:
а) верхней (укрепляющей) части колонны
у= (R/R+1) x+xD/ (R+1) = (1,78/2,78) х+0,947/2,78у=0,64х+0,34
б) нижней (исчерпывающей) части колонны
у= ( (R+F) / (R+1)) x- ( (F-1) / (R+1)) xw
y= ( (1,78+3,75) / (1,78+1)) x- ( (3,75-1) /1,78+1)) 0,046
y=1,99x-0,045
Средние концентрации жидкости (в верхней и нижней части колонны):
; .
= (0,947+0,286) /2=0,616 кмоль/кмоль смеси;
= (0,286+0,046) /2=0,166 кмоль/кмоль смеси.
Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:
а) в верхней части колонны
у'ср=0,64+ 0,34=0,734
б) в нижней части колонны
Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x,y (рис.3 в приложении Б):
а) при у'ср=0,734 t'ср=83°С или 356К
б) при у''ср=0,285 t''ср=101,8°С или 374,8К
Средние мольные массы и плотности пара:
а) М'ср=0,734*86+0,266*92=87,6 кг/кмоль
ρ'ср= М'срТ0/22,4
t'ср
ρ'ср= (87,6*273) / (22,4*356)
=2,99 кг/м3
б) М''ср=0,285*86+0,715*92=90,3 кг/кмоль
ρ''ср= М''срТ0/22,4 t''ср= (90,3*273) / (22,4*374,8) =2,93 кг/м3
Средняя плотность пара в колонне:
ρср= (ρ'ср+ ρ''ср) /2= (2,99+2,93) /2=2,96 кг/м3
Плотности жидких гексана и толуола близки. Температура в верху
колонны при xD=0,947 равняется 69°С, а в кубе-испарителе
при хW=0,046 она равна 106°С.
Плотность жидкого гексана при 69°С ρг=978,05кг/м3, а жидкого толуола при 106°С ρт=781,4кг/м3.
Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне
ρж= (978,05+781,4) /2≈880кг/м3
По данным каталога-справочника "Колонные аппараты" [6]
принимаем расстояние между тарелками h=300 мм.
Для ситчатых тарелок по графику (рис.4 в приложении Б) находим С=0,032.
Определяем скорость пара в колонне по уравнению:
w=C√ (ρж-ρп) =0,032√ (880/2,96) =0,55 м/с
Средняя температура в колонне:
Tср= (t'ср+t''ср)
/2= (83+101,8) /2=92,4°С
Мольная масса дистиллята:
MD=xD*Mr (г) + (1-хD) *Mr (т) =86,3 кг/кмоль
Объемный расход проходящего через колонну пара:
V= (GD (R+1) *22,4*Tсрр0)
/ (MD*T0*3600p)= (540* (1,78+1) *22,4*365,4*1,033) / (86,3*273*3600*1) =0,3м3/с
Диаметр колонны:
D=√ (V/0,785w) =√ (0,15/ (0,785*0,55)) =0,62 м
По каталогу-справочнику "Колонные аппараты" [6] берем D=800 мм. Тогда скорость пара в колонне будет:
w=V/0,785*0,82=0,3/ (0,785*0,64)
=0,6 м/с
2.2
Гидравлический расчет тарелок
Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр
отверстий d0=4мм, высота сливной перегородки hп=40мм. Свободное сечение
тарелки (суммарная площадь отверстий) 8% от общей площади тарелки. Площадь,
занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 20% от общей
площади тарелки.
Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и в
нижней части колонны по уравнению:
Δр=Δрсух+Δрσ+Δрпж
а) Верхняя часть колонны.
Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:
Δрсух=ζw20ρп/2=1,82*7,52*2,99/2=153
Па,
Где ζ=1,82 - коэффициент
сопротивления неорошаемых ситчатых - тарелок со свободным сечением 7-10%; w0=0,6/0,08=7,5 м/с -
скорость пара в отверстиях тарелки.
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:
Δрσ=4σ/d0=4*16,48*10-3/0,004=16,48
Па,
Где σ=16,48*10-3Н/м - поверхностное
натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 83°С; d0=0,004 м - диаметр
отверстий тарелки.
Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:
Δpпж=1,3hпж*ρпж*g*k
Высота парожидкостного слоя:
hпж=hп+Δh,
где Δh - высота слоя над
сливной перегородкой:
Δh= (Vж/ (1,85Пk)) 2/3,
где Vж - объемный расход жидкости, м3/с; П -
периметр сливной перегородки, м; k=ρпж/ρж - отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности
жидкости, принимаемое приближенно равным 0,5.
Объемный расход жидкости в верхней части колонны:
Vж= (GD*R*Mср) / (MD*ρж)
Vж= (540*1,78*88,3) / (3600*86,3*880) =0,00031 м3/с,
где Мср=0,616*86+0,384*92=88,3 - средняя мольная
масса жидкости, кг/кмоль.
Периметр сливной перегородки П находим, решая систему
уравнений:
(П/2) 2 + (R-b) 2=R2
,1πR2=2/3Пb,
где R=0,3м - радиус тарелки; 2/3Пb - приближенное значение
площади сегмента.
Решение дает: П=0,46м; b=0,09м. Находим Δh:
Δh= (0,00031/
(1,85*0,46*0,5)) 2/3=0,0082м.
Высота парожидкостного слоя на тарелке:
hпж=hп + Δh=0,04+0,0082=0,048м.
Сопротивление парожидкостного слоя:
Δpпж=1,3hпж*ρж*g*k=1,3*0,048*880*9,81*0,5=269 Па.
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части
колонны:
Δр'=Δрсух+Δрσ+Δрпж=153+16,48+269=438,5
Па
б) Нижняя часть колонны:
Δpсух= (1,82*7,52*2,93)
/2=150 Па
Δpσ= (4*14,5*10-3) /0,004=14,5 Па
(14,5*10-3 Н/м - поверхностное натяжение жидкости
при tср=101,8°С);
Vж= ( (GD*R) /MD+GF/MF) * (Mср/ρж)
Vж= ( (540*1,78) /86,3+1980/90,3) * (91/
(3600*880)) =0,000941 м3/с
MF=0,286*86+0,714*92=90,3 кг/кмоль
Mср=0,166*86+0,834*92=91 кг/кмоль
Δh= (0,000941/
(1,85*0,46*0,5)) 2/3=0,017м
hпж=0,04+0,017=0,057м
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части
колонны:
Δр''=Δрсух+Δрσ+Δрпж=150+14,5+320=484,5
Па
Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h=0,3м необходимое для
нормальной работы тарелок условие
h>1,8* (Δp/ (ρж*g)).
Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое
сопротивление Δp больше, чем у тарелок
верхней части:
(1,8*Δp'') / (ρж*g)
= (1,8*484,5) / (880*9,81) =0,101 м.
Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.
Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем
минимальную скорость пара в отверстиях wо. мин, достаточную для того,
чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:
wо. мин = 0,67√ (gρжhпж/ζpп) =0,67√ (9,81*880*0,057) /
(1,82*2,93) =6,5 м/с.
Рассчитанная скорость wо. мин = 7,5 м/с, следовательно,
тарелки будут работать всеми отверстиями.
2.3
Определение числа тарелок и высоты колонны
а) Наносим на диаграмму x-y (рис.2 в приложении Б)
рабочие линии верхней и нижней части колонны и находим число ступеней изменения
концентрации nт. В верхней части колонны nт'≈5, в нижней части
nт''≈4, всего 9
ступеней.
Число тарелок рассчитываем по уравнению:
n=nт/η.
Для определения среднего к. п. д. тарелок η находим коэффициент относительной летучести разделяемых
компонентов α=Рг/Рт и динамический
коэффициент вязкости исходной смеси μ при средней температуре
в колонне, равной 92,4°С. При
этой температуре давление насыщенного пара гексана Рг=1512 мм рт.
ст., толуола Рт=447 мм рт. ст., откуда α=3,38.
Динамический коэффициент вязкости гексана при 92,4°С равен 0,17 сП, толуола 0,3 сП.
Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси μ=0,23 сП=0,23*10-3 Па*с.
Тогда α*μ=3,38*0,23=0,777
По графику (рис.5) находим η=0,52. Длина пути жидкости на
тарелке
L=D-2b=0,8-2*0,09=0,62 м.
По графику (рис.6) находим значение поправки на длину пути Δ=0,01. Средний к. п. д. тарелок по уравнению:
ηl=η (1+Δ) =0,52 (1+0,01) =0,53
Для сравнения рассчитаем средний к. п. д. тарелки η0 по критериальной формуле:
η0=0,068К10,1*К20,115.
К1= (Reп/Sсв) *Pr'ж* (μп/μж) = (whпρп/Sсвμп) * (μж/ρжDж) * (μп/μж) =
=whпρп/SсвρжDж;
К2= (Reп/We) *Pr'ж* (υп/υж) = (whпσ/ υпρжw2) * (υпυж/hпDжυж) =σ/wρжDж,
где w-скорость пара в колонне, м/с; Sсв-относительная площадь
свободного сечения тарелки; hп - высота сливной перегородки, м; ρп и ρж - плотности пара и
жидкости, кг/м3; Dж - коэффициент диффузии легколетучего компонента
в исходной смеси, определяемый по формуле (6.25), м2/с; σ - поверхностное натяжение жидкости питания, Н/м.
Физико-химические константы отнесены к средней температуре в
колонне. Предварительно рассчитаем коэффициент диффузии Dж:
Dж=7,4*10-12 ( (βМ) 0,5Т/μжv0,6.
В нашем случае: β=1; μж=0,23 сП; М=МF=90,3 кг/кмоль; v=96; Т=273+92,4=365,4К;
Коэффициент диффузии:
Dж=7,4*10-12 ( (90,3) 0,5*365,4)
/0,23*960,6=7,1*10-9 м2/с
Безразмерные комплексы:
К1=whпρп/SсвρжDж=
(0,59*0,04*2,96) / (0,08*880*7,1*10-9) =1,4*105
К2=σ/wρжDж=16,48*10-3/
(0,59*880*7,1*10-9) =0,4*104
Средний к. п. д. тарелки:
η0=0,068К10,1*К20,115=0,57,что
близко к найденному значению ηl.
Число тарелок:
В верхней части колонны n'=n'т/ηl=5/0,53=10
В нижней части колонны n''=n''т/ηl=4/0,53=8
Общее число тарелок n=18, с запасом n=22, из них в верхней
части колонны 12 и в нижней части 10 тарелок.
Высота тарельчатой части колонны:
HТ= (n-1) h= (22-1) *0,3=6,3 м.
Общая высота колонны:
H=HТ+z1+z2,
где z1=1100 мм (высота нижней нетарельчатой части
колонны);
z2=400 мм (высота верхней нетарельчатой части
колонны).
мм - глубина днища и крышки колонны
мм -
H=6,3+1,1+0,4+0,5+0,5+0,022+0,022=8,844 м
Общее гидравлическое сопротивление тарелок:
Δр=Δр'nв+Δр''nн=438,5*12+484,5*10=10107
Па ≈ 0,1 кгс/см2
2.4
Тепловой расчет установки
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в
дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:
Qд=GD (1+R) rD=0,15 (1+1,78)
*337*103=140530 Вт
Здесь
rD=XDrг+ (1-XD) rт=0,947*334,8*103+0,053*384,5*103=337*103
Дж/кг,
где rг и rт - удельные теплоты конденсации гексана и толуола
при 69°С.
Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего
пара, находим по уравнению:
QК=Qд+GDcDtD+GWcWtW-GFcFtF+Qпот.
QК=1,03
(140530+0,15*0,46*4190*69+0,4*0,45*4190*106-
,55*0,455*4190*88) =152597 Вт
Здесь тепловые потери Qпот приняты в размере 3% от
полезно затрачиваемой теплоты; удельные теплоемкости взяты соответственно при tD=69°C и tW=106°C; температура кипения
исходной смеси tF=88°C определена по рис.3.
Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:
Q=1,05GFcF (tF-tнач) =1,05*0,55*0,42*4190*
(88-18) =71140 Вт
Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная
теплоемкость исходной смеси сF= ( (0,3*0,43+0,7*0,42) *4190 Дж/кг*К) взята при
средней температуре (88+18) /2=53°С.
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном
холодильнике дистиллята:
Q=GD*сD* (tD-tкон),
где удельная теплоёмкость дистиллята сD=0,43*4190 Дж/ (кг*К) при
t= (69+25) /2=47°С.
Q=0,15*0,43*4190*47=12702 Вт
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном
холодильнике кубового остатка:
Q= GW*сW* (tW-tкон),
Q= 0,4*0,425*4190*66=47012 Вт.
Расход греющего пара, имеющего давление рабс=4
кгс/см2 и влажность 5%:
а) в кубе испарителе:
Gгп=Qк/rгп*х,
где rгп=2141*103 Дж/кг - удельная теплота
конденсации греющего пара.
Gгп=152597/ (2141*103*0,95) =0,075 кг/с;
б) в подогревателе исходной смеси
Gгп=71140/ (2141*103*0,95) =0,03 кг/с.
Всего: 0,075+0,03=0,105 кг/с или 0,38 т/ч.
Расход охлаждающей воды при нагреве её на 20°С:
а) в дефлегматоре:
Vв= Qд/св* (tкон-tнач) *ρв,
где Св=4190 Дж/ (кг*К) - удельная теплота
конденсации воды; ρв - плотность воды.
Vв=140530/4190*20*1000=0,0017 м3/с;
б) в водяном холодильнике дистиллята:
Vв=12702/4190*20*1000=0,0002 м3/с;
в) в водяном холодильнике кубового остатка:
Vв=47012/4190*20*1000=0,0005 м3/с.
Всего: 0,0024 м3/с или 8,6м3/ч.
Заключение
В процессе проделанной работы была рассчитана
ректификационная установка для разделения смеси гексан-толуол. Были получены
следующие данные:
Диаметр колонны - 800 мм;
Число тарелок - 22;
Высота тарельчатой части колонны - 6,3 м;
Общая высота колонны - 8,844 м;
Рассчитан материальный и тепловой балансы, построены графики.
Список
использованной литературы
1.
Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. 9-е изд.,
перераб. и доп. - М.: Химия, 1973. - 754 с.
.
Коган В.Б., Фридман В.М., Кафаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром.
Кн.1-2. - М. - Л.: Наука, 1966. - 640-786 с.
.
Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию.
2-е изд. /Под ред. Ю.И. Дытнерского. - М.: Химия, 1991.494 с.
.
Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и
аппаратов химической технологии.10-е изд., перераб. и доп. - Л.: Химия, 1987. -
576 с.
.
Справочник химика. Т.1.М. - Л.: Госхимиздат, 1963. - 1071 с.
.
Герасименко А.В., Ковалев Е.М. Каталог-справочник "Колонные
аппараты". Москва: ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ, 1965. - 52 с.
Приложения
Приложение
А
Рис.1 Диаграмма равновесия жидкость-пар.
Рис.2 Диаграмма температура-состав жидкой фазы
Рис.3 Значение коэффициента С (В-ситчатые тарелки).
Рис.4 Диаграмма для приближенного определения среднего к. п. д. тарелок.
Рис.5 Зависимость поправки Δ от длины пути жидкости
на тарелке L.