Ректификационная установка непрерывного действия для разделения смеси гексан-толуол

  • Вид работы:
    Курсовая работа (т)
  • Предмет:
    Другое
  • Язык:
    Русский
    ,
    Формат файла:
    MS Word
    221,62 Кб
  • Опубликовано:
    2015-03-23
Вы можете узнать стоимость помощи в написании студенческой работы.
Помощь в написании работы, которую точно примут!

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√ (ρжп) =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

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=1,3hпжпж*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=ρпжж - отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближенно равным 0,5.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

Vж= (GD*R*Mср) / (MDж)

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=1,3hпжж*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) * (Mсрж)

Vж= ( (540*1,78) /86,3+1980/90,3) * (91/ (3600*880)) =0,000941 м3

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=Ргт 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=0,068К10,120,115.

К1= (Reп/Sсв) *Pr'ж* (μпж) = (whпρп/Sсвμп) * (μжжDж) * (μпж) =

=whпρп/SсвρжDж;

К2= (Reп/We) *Pr'ж* (υпж) = (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

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=0,068К10,120,115=0,57,что близко к найденному значению ηl.

Число тарелок:

В верхней части колонны n'=n'тl=5/0,53=10

В нижней части колонны n''=n''тl=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=GDD* (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= GWW* (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= Qдв* (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.

Похожие работы на - Ректификационная установка непрерывного действия для разделения смеси гексан-толуол

 

Не нашел материал для своей работы?
Поможем написать качественную работу
Без плагиата!