Ректификационная установка непрерывного действия

  • Вид работы:
    Курсовая работа (т)
  • Предмет:
    Другое
  • Язык:
    Русский
    ,
    Формат файла:
    MS Word
    97,49 Кб
  • Опубликовано:
    2016-01-07
Вы можете узнать стоимость помощи в написании студенческой работы.
Помощь в написании работы, которую точно примут!

Ректификационная установка непрерывного действия

Федеральное агентство по образованию Российской Федерации

Государственное образовательное учреждение высшего профессионального образования

"Сибирский государственный технологический университет"

Кафедра промышленной экологии, процессов и аппаратов химических производств







Курсовая работа

Ректификационная установка непрерывного действия

Расчетно-пояснительная записка

(КП.ПЭ.ПАХТ.000.000.032.ПЗ)

Руководитель:

Шайхутдинова М. Н.

Разработал:

Студент группы 64-4

Козулина Ю.О.




Красноярск, 2007

ЗАДАНИЕ

ПО КУРСОВОМУ ПРОЕКТИРОВАНИЮ


Студенту____________________________________________________

Группа__________________

Спроектировать ректификационную установку непрерывного действия

Для разделения смеси_________________________________________

Исходные данные

1.      Производительность установки____________________________

.        Состав исходной смеси по низкокипящему компоненту________

.        Состав дистиллята по низкокипящему компоненту_____________

.        Состав остатка по низкокипящему компоненту________________

5.      Давление в колонне______________________________________

.        Тип колонны____________________________________________

Объем задания

1.      Схема установки

2.      Расчет ректификационной колонны

.        Расчет подогревателя

.        Чертеж установки

.        Расчет дефлегматора

.        Чертеж ректификационной колонны

Задание выдал:                                                  Подпись преподавателя

Задание

Рассчитать ректификационную колонну непрерывного действия для разделения бинарной смеси по следующим данным: исходная бинарная смесь бензол-толуол; производительность колонны Gw= 3,7 кг/с. Содержание низкокипящего компонента: в дистилляте xd = 97 % мольных, в исходной смеси xf = 26 % мольных, в кубовом остатке xw=6 % мольн. Тип тарелок - ситчатые. Давление в колонне атмосферное.

Таблица 1 - Равновесные составы жидкостей (х) и пара (у) в мол % и температуре кипения (t) ºС двойных смесей при 760 мм рт.ст.

Смесь

x

0

8,8

20

30

39,7

48,9

59,2

70

80,3

90,3

95

100

Бензол-толуол

y

0

21,2

37

50

61,8

71

78,9

85,3

91,4

95,7

97,9

100


t

110,6

106,1

102,2

98,6

95,2

92,1

89,4

86,4

84,4

82,3

81,2

80,2



Реферат

В данной работе приводится расчет ректификационной колонны с ситчатыми тарелками для разделения смеси бензол-толуол. Текстовый материал приводится на 35 страницах, использовано 6 литературных источников, 4 листа графической части формата А4 и 3 листа графической части А1.

Содержание

Введение

Физико-химические характеристики продукта

. Принципиальная технологическая схема ситчатой тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия и ее описание

. Технологический расчет

.1 Материальный баланс

.2 Расчет флегмового числа

.3 Определение скорости пара и диаметра колонны

.4 Определение числа тарелок и высоты колонны

. Гидравлический расчет тарелок

. Тепловой расчет колонны

. Расчет вспомогательного оборудования

.1 Расчет дефлегмаотра

.1.1 Температурная схема

.1.2 Предварительный выбор конструкции теплообменника

.1.3 Определение коэффициента теплоотдачи для воды

.1.4 Определение коэффициента теплоотдачи при конденсации водяного пара на пучке горизонтальных труб

.1.5 Расчет коэффициента теплопередачи

.1.6 Характеристики теплообменника

.2 Расчет холодильника для дистиллята

.3 Расчет холодильника для кубового остатка

.4 Расчет кипятильника

.5 Расчет подогревателя

. Расчет диаметра штуцеров

Заключение

Библиографический список

Приложени

Введение

Ректификация - массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки), аналогичными используемым в процессе абсорбции. Поэтому методы подхода к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имеют много общего.

Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор оптимальной конструкции тарелки. При этом наряду с общими требованиями (высокая интенсивность единицы объема аппарата, его стоимость и др.) ряд требований может определяться спецификой производства: большим интервалом устойчивой работы при изменении нагрузок по фазам, способностью тарелок работать в среде загрязненных жидкостей, возможностью защиты от коррозии. Зачастую эти качества становятся превалирующими, определяющими пригодность той или иной конструкции для использования в каждом конкретном процессе.

Расчет ректификационной колоны сводится к определению ее основных параметров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который в свою очередь, зависит, от скорости и физических свойств фаз, а так же от типа и размеров тарелок.

При расчете процессов ректификации составы жидкостей обычно задаются в массовых долях или процентах, а для практического расчета удобнее пользоваться составами жидкостей и пара, выраженными в мольных долях или процентах

Ситчатые тарелки имеют достаточно высокую эффективность, низкое сопротивление и малую металлоемкость. Они применяются преимущественно в колоннах для обработки чистых жидкостей при атмосферном давлении и вакууме.

Физико-химические характеристики продукта


Продуктом этой смеси являются бензол и толуол.

Бензол

Молекулярный вес 78 кг/моль;

Плотность 879 кг/м3;

Температура плавления 5,5ºС;

Температура кипения 80,1ºС;

Бесцветная жидкость. Образует с водой азеотропную смесь, благодаря этому легко обезвоживается при перегонке. В настоящее время производится преимущественно из нефтяного сырья каталитическим риформингом или гидродеметилированием толуола. Широко применяется в химической промышленности.

Толуол

Молекулярный вес 92 кг/моль;

Плотность 866 кг/м3;

Температура плавления - 93ºС;

Температура кипения 110,6ºС;

Бесцветная жидкость. Главное применение - производство взрывчатых веществ, бензойного альдегида, фенола и хлористого бензила - полупродуктов анилинокрасочной, парфюмерной, пищевой и других отраслей промышленности. Применяется как растворитель.

 

1. Принципиальная технологическая схема сетчатой тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия и ее описание


1 -емкость для исходной смеси; 2 -насос; 3 -теплообменник-подогреватель; 4 -кипятильник; 5 - ректификационная колонна; 6 -дефлегматор; 7 - холодильник дистиллята; 8 -емкость для сбора дистиллята; 9- холодильник кубовой жидкости; 10 -емкость для кубовой жидкости

Условное обозначение

Наименование среды в трубопроводе


Обозначение

Наименование

Кол

Букв.

Графическое



КР

Колонна ректификационная

1


- 1 - 1 -

Вода


Д

Дефлегматор

1


- 2 - 2 -

Пар


К

Кипятильник

1


- 28 - 28 -

Конденсат


П

Подогреватель

1


- 29 - 29 -

Исходная смесь


Х1-2

Холодильник

2


- 30 - 30 -

В канализацию


Е1-3

Емкость

3


- 35 - 35 -

Паро-жидкостная эмульсия


Р

Распределитель

1


- 36 - 36 -

Пары дистиллята


Н1-4

Насос

1


- 37 - 37 -

Дистиллят


ВР1-9

Вентиль регулирующий

9


- 38 - 38 -

Кубовый остаток


ВЗ1-25

Вентиль запорный

25


- 40 - 40 -

Оборотная вода


КО1-2

Конденсатоотводчик

2


Непрерывно действующие установки. Ректификационная колонна имеет цилиндрический корпус, внутри которого установлены контактные устройства в виде тарелок или насадки. Снизу вверх по колонне движутся пары, поступающие в нижнюю часть аппарата из кипятильника, который находится вне колонны, т. е. является выносным, либо размещается непосредственно под колонной. Следовательно, с помощью кипятильника создается восходящий поток пара.

Пары проходят через слой жидкости на нижней тарелке. Пусть концентрация жидкости на первой тарелке равна х1 (по низкокипящему компоненту), а ее температура t1. В результате взаимодействия между жидкостью и паром, имеющим более высокую температуру, жидкость частично испаряется, причем в пар переходит преимущественно НК. Поэтому на следующую (вторую) тарелку поступает пар с содержанием НК у1>х1.

Испарение жидкости на тарелке происходит за счет тепла конденсации пара. Из пара конденсируется и переходит в жидкость преимущественно ВК, содержание которого в поступающем на тарелку паре выше равновесного с составом жидкости на тарелке. На второй тарелке жидкость имеет состав x2 содержит больше НК, чем на первой (х2 > х1), и соответственно кипит при более низкой температуре (t2 < t1). Соприкасаясь с ней, пар состава y1 частично конденсируется, обогащается НК и удаляется на вышерасположенную тарелку, имея состав у2 > x2, и т. д.

Таким образом, пар, представляющий собой на выходе из кипятильника почти чистый ВК, по мере движения вверх все более обогащается низкокипящим компонентом и покидает верхнюю тарелку колонны в виде почти чистого НК, который практически полностью переходит в паровую фазу на пути пара от кипятильника до верха колонны.

Пары конденсируются в дефлегматоре, охлаждаемом водой, и получаемая жидкость разделяется в делителе на дистиллят и флегму, которая направляется на верхнюю тарелку колонны. Следовательно, с помощью дефлегматора в колонне создается нисходящий поток жидкости.

Жидкость, поступающая на орошение колонны (флегма), представляет собой почти чистый НК. Однако, стекая по колонне и взаимодействуя с паром, жидкость все более обогащается ВК, конденсирующимся из пара. Когда жидкость достигает нижней тарелки, она становится практически чистым ВК и поступает в кипятильник, обогреваемый глухим паром или другим теплоносителем.

На некотором расстоянии от верха колонны к жидкости из дефлегматора присоединяется исходная смесь, которая поступает на так называемую питающую тарелку колонны. Для того чтобы уменьшить тепловую нагрузку кипятильника, исходную смесь обычно предварительно нагревают в подогревателе до температуры кипения жидкости на питающей тарелке.

Питающая тарелка как бы делит колонну на две части, имеющие различное назначение. В верхней части (от питающей до верхней тарелки) должно быть обеспечено, возможно, большее укрепление паров, т. е. обогащение их НК с тем, чтобы в дефлегматор направлялись пары, близкие по составу к чистому НК. Поэтому данная часть колонны называется укрепляющей. В нижней части (от питающей до нижней тарелки) необходимо в максимальной степени удалить из жидкости НК, т. е. исчерпать жидкость для того, чтобы в кипятильник стекала жидкость, близкая по составу к чистому ВК. Соответственно эта часть колонны называется исчерпывающей.

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 . Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка xw, т. е. обеднен НК. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается НК. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью состава хD, получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8.

Из кубовой части колонны непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный, неравномерный процесс разделения смеси на дистиллят (с высоким содержанием НК) и кубовый остаток (обогащенный ВК).

Исходные данные: xd = 97 % ; xf = 26 % ; xw = 6 % ; Gw = 3,7 кг/с.

2. Технологический расчет

.1 Материальный баланс

Концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка выразим в массовых долях по формуле:

,

где xA - массовая доля низкокипящего компонента в жидкости;

MA - мольная масса низкокипящего компонента, кг/кмоль;

MB - мольная масса высококипящего компонента, кг/кмоль.

Мольная масса бензола (вещество А) - 78 кг/кмоль, толуола (вещество В) - 92 кг/кмоль.

Подставим полученные значения в формулу:

,

,

.

Материальный баланс для всей колонны:

 = Gd + Gw,

где Gf - массовый расход исходной смеси, кг/с;

Gd - массовый расход дистиллята, кг/с;

Gw - массовый расход кубовой жидкости, кг/с.

Материальный баланс по низкокипящему компоненту:

,

где - содержание низкокипящего компонента в массовых долях в исходной смеси, дистилляте, кубовой жидкости, соответственно.

Из этой системы уравнений находим:

 = Gw + Gd;

;

;

;

;

кг/с;

Gf = Gd + Gw = 0,91+3,7= 4,61 кг/с.

 

2.2 Расчет флегмового числа


Флегмовое число может принимать значения в диапазоне Rmin<R<∞. С увеличением флегмового числа уменьшается число единиц переноса nox, с числом теоретических ступений изменяются концентрации nт и следовательно, уменьшается высота колонны. В то же время увеличение R влечет увеличение потока пара, это все ведет к увеличению диаметра колонны. Таким образом, рациональный характер влияния флегмового числа на технико-экономические показатели проектируемой установки ставит задачу определения оптимального флегмового числа.

Для определения минимального флегмового числа на диаграмме y-x (Приложение А рис.1) проводят вертикали x=xD и x=xF до пересечения с рабочей линией. Через точки проводят линии с пересечением с осью ординат. Линия АВ - рабочая линия верхней части колонны. Отрезок В отсекаемый этой линией на оси ординат, связан с минимальным флегмовым числом соотношением:


исходя из которого и рассчитывают величину Rmin по формуле:

.

Минимальное флегмовое число при условии, когда кривая равновесия выпуклая и не имеет впадин, можно рассчитать по формуле:


где  - мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесным с исходной смесью (Приложение А рис.1).

Для нашего случая .

Отсюда,

.

Как известно, Rопт - оптимальным считается флегмовое число, соответствующие функции nox(R+1)=f(R), где

nox - число единиц переноса,

R - флегмовое число.

Для расчета Rопт следует воспользоваться расчетом в рекомендуемом ниже порядке.

Принимают различные значения коэффициента избытка флегмы β=1,1÷3,6 и определяют соответствующие значения числа:

.

Определяют величину отрезка B, отсекаемого рабочей линией, укрепляющей части колонны па оси ординат по формуле:

;

Результаты сносим в таблицу 2.

Таблица 2

β

1,1

1,2

1,3

1,4

1,5

R

2,904

3,168

3,432

3,732

3,96

B

0,25

0,23

0,219

0,207

0,196


Для каждого рабочего флегмового числа R на диаграмме y-x строят рабочие линии. Для этого на оси ординат откладывают расчетную величину В и полученную точку соединяют с точкой «А» имеющей координаты yD, xD, причем yD = xD. Точка «С» соответствует допущению yW=xW. Точка «В» находится на пересечении линий x=xF и рабочей линии, укрепляющей части колонны.

Между построенными рабочими линиями и линиями равновесия проводят произвольное число горизонталей в пределах от xW до xD. Для каждой горизонтали находят величины x и x*, по которым рассчитывают дроби . Все значения заносят в таблицы 2.1 - 2.5

Таблица 2.1 - При β = 1,1


xW

X1

X2

XF

X3

X4

X5

X6

XD

X

0,06

0,14

0,222

0,26

0,34

0,498

0,62

0,813

0,97

X*

0,02

0,088

0,2

0,252

0,3

0,397

0,489

0,7

0,93

2519,245,5125259,97,68,8525











Таблица 2.2 - При β = 1,2

xWX1X2XFX3X4X5X6XD










X

0,06

0,142

0,229

0,26

0,354

0,509

0,628

0,817

0,97

X*

0,02

0,088

0,2

0,242

0,3

0,397

0,489

0,7

0,93

2518,534,555,518,58,97,28,525











Таблица 2.3 - При β = 1,3


xW

X1

X2

XF

X3

X4

X5

X6

XD

X

0,06

0,144

0,232

0,26

0,364

0,516

0,633

0,82

0,97

X*

0,02

0,088

0,2

0,236

0,3

0,397

0,489

0,93

2517,931,2541,715,68,46,98,325











Таблица 2.4 - При β = 1,4


xW

X1

X2

XF

X3

X4

X5

X6

XD

X

0,06

0,146

0,238

0,26

0,376

0,524

0,641

0,825

0,97

X*

0,02

0,088

0,2

0,228

0,3

0,397

0,489

0,7

0,93

2517,226,331,2513,27,96,6825











Таблица 2.5 - При β = 1,5

xWX1X2XFX3X4X5X6XD










X

0,06

0,147

0,24

0,26

0,38

0,528

0,642

0,827

0,97

X*

0,02

0,088

0,2

0,224

0,3

0,397

0,489

0,7

0,93

2516,92527,812,57,66,57,925










По данным таблиц строят графики = f( x ) (Приложение Б).

Число единиц переноса:


Аналитически выполнять интегрирование невозможно, т. к. неизвестна аналитическая форма зависимости, поэтому решают интеграл графически. Для этого строят зависимости  от x для каждого значения β. (Приложение Б).

Значения интеграла в пределах от xW до xD изображены на миллиметровке. Вычисляя полученную площадь, получаем значения числа единиц переноса для каждого β.

При β = 1,1 nox= 23,0193 см2;

При β = 1,2 nox= 16,0899 см2;

При β = 1,3 nox = 14,6031 см2;

При β = 1,4 nox = 13,1721 см2;

При β = 1,5 nox = 12,6925 см2.

Результаты заносим в таблицу 1.7.

Таблица 3

β

1,1

1,2

1,3

1,4

1,5

R

2,904

3,168

3,432

3,732

3,96

B

0,25

0,23

0,219

0,207

0,196

nt

23,0193

16,0899

14,6031

13,1721

12,6925

nt(R+1)

89,87

67,06

64,72

62,33

62,96


По данным таблицы 1.7 строим график nt(R+1)= f(R) (Приложение Б Рис.6). Значения R, соответствующие минимуму кривой, представляет собой оптимальную величину флегмового числа Rопт.

Rопт = 3,737

Эту величину и принимаем в дальнейших расчетах за оптимальное рабочее число флегмы. Число ступеней изменения концентрации (число теоретических тарелок) при этом равно 13.

Относительный мольный расход питания

,

где xf, xd, xw - содержание низкокипящего компонента в исходной смеси, дистилляте, кубовой жидкости (по заданию).

Составим уравнения рабочих линий:

а) верхней части колонны


б) в нижней части колонны


2.3 Определение скорости пара и диаметра колонны

Средние массовые концентрации жидкости

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Средние мольные концентрации жидкости

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Средние температуры жидкости определяем по диаграмме t - x, y (Приложение А рис.2)

а) при  t’ср=89ºС;

б) при  t”ср=104,5 ºС.

Средняя плотность жидкости по высоте колонны

а) в верхней части колонны

 кг/м3;

б) в нижней части колонны

 кг/м3.

Для колонны в целом

 кг/м3.

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Средние температуры пара определяем по диаграмме t - x, y (Приложение А рис.2)

а) при  t’ср=92,7 ºС;

б) при  t”ср=105,5 ºС.

Средние мольные массы и плотности пара

а) в верхней части колонны

М’ср = Мб·y’ср + Мт(1- y’ср) = 78·0,696 + 92·(1-0,696) = 82,256 кг/кмоль;

 кг/м3.

б) в нижней части колонны

М”ср = Мб·y”ср + Мт(1- y”ср) = 78·0,235 + 92·(1-0,235) = 88,71 кг/кмоль;

 кг/м3.

Средняя плотность газа в колонне

 кг/м3.

Определяем скорость пара в колонне

 м/с,

где С - коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками h, которое принимаем h=300 мм, для ситчатых тарелок С=0,032 (с.323 [1]).

Определим объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне

ºС

,

где M d - мольная масса дистиллята, кг/кмоль.

М d = Мбх d + Мт(1-х d) = 78·0,97 +92·(1-0,97) = 78,42 кг/кмоль

Тогда:

 м3/с.

Диаметр колонны

м

Примем стандартный диаметр d = 2000 мм = 2 м (приложение А3 [5]).

При этом действительная скорость газа в колонне будет равна

 м/с.

2.4 Определение числа тарелок и высоты колонны

колонна теплообменник холодильник дистиллят

Высоту колонны определим графо-аналитическим методом, т.е. последовательно рассчитываем коэффициенты массоотдачи, массопередачи, коэффициенты полезного действия тарелок; строим кинетическую кривую и определяем число действительных тарелок.

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе рассчитывают по формуле:

,

где Dп - коэффициент диффузии паров бензола в парах толуола, рассчитывается по формуле:

,

где Мб, Мт - мольные массы пара бензола и толуола;

vб, vт - мольные объемы бензола и толуола, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав пара (с.288 [1]);

Re - критерий Рейнольдса для паровой фазы

,

где μп - коэффициент динамической вязкости смеси бензола и толуола при средней температуре.

Вязкость рассчитывают по формулам:

,

где Мср.п, Мб, Мт - мольные массы пара и отдельных компонентов, кг/кмоль;

μср.п ,μб, μт - соответствующие им динамические коэффициенты вязкости:

в верхней части колоны при температуре t=92,7 ºС

μб= 0,00904 мПа·с, μт= 0,00873 мПа·с

в нижней части колонны при t=105,5 ºС

μб= 0,00936 мПа·с, μт= 0,00902 мПа·с;

yб, yт - объемные доли компонентов в паровой смеси.

Тогда:

а) в верхней части колонны

 Па·с;

б) в нижней части колонны

 Па·с.

Рассчитываем коэффициент диффузии паров по формуле:

а) в верхней части колонны

 м/с2;

б) в нижней части колонны

м/с2.

Критерий Рейнольдса для паровой фазы:

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе:

а) в верхней части колонны

 кмоль/(м2·с);

б) в нижней части колонны

кмоль/(м2·с).

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:


где Dж - коэффициент диффузии в жидкости, м2/с;

Мж.ср. - средняя мольная масса жидкости в колоне, кг/кмоль

Pr’ж - диффузионный критерий Прандля


Коэффициент диффузии пара в жидкости Dt связан с коэффициентом диффузии D20 следующей приближенной зависимостью:


где b - температурный коэффициент. Определяется по формуле:


где μж - динамический коэффициент вязкости жидкости при 20ºС, мПа·с;

ρ - плотность жидкости, кг/м3.

Коэффициент диффузии в жидкости при 20ºС можно вычислить по приближенной формуле:


где μж - динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа·с;

νб, νт - мольные объемы бензола и толуола;

А и В - коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя;

Мб, Мт - мольные массы растворенного вещества и растворителя.

Динамический коэффициент вязкости жидкости:


где μб, μт - коэффициенты динамической вязкости бензола и толуола при соответствующей температуре (c.516 [1]).

Коэффициент динамической вязкости жидкости при температуре 20ºС равен:

а) в верхней части колонны

 Па·с;

б) в нижней части колонны

 Па·с.

Коэффициент диффузии бензола в жидком толуоле при 20ºС

а) в верхней части колонны

 м2/с;

б) в нижней части колонны

 м2/с.

Расчет коэффициента b.

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Коэффициент диффузии бензола в жидком толуоле при средней температуре

а) в верхней части колонны

м2/с;

б) в нижней части колонны

 м2/с.

Рассчитываем коэффициент динамической вязкости жидкости в верхней и нижней части колонны при средней температуре:

при 89ºС: μб=0,291 мПа·с; μт=0,297 мПа·с

 Па·с;

при 104,5ºС: μб=0,252 мПа·с; μт=0,262 мПа·с

 Па·с.

Критерий Прандля

а) в верхней части колонны

;

б) в нижней части колонны

.

Средняя мольная масса жидкости в колонне

а) в верхней части колонны

кг/кмоль;

б) в нижней части колонны

 кг/кмоль.

Определяем коэффициент массоотдачи

а) в верхней части колонны

 кмоль/(м2·с);

б) в нижней части колонны

 кмоль/(м2·с).

Коэффициенты массопередачи определяем по уравнению:


где m - тангенс угла наклона линии равновесия на рабочем участке.

Для определения угла наклона разбиваем ось х на участки и для каждого из них находим среднее значение тангенса как отношение разности ординат (у*-у) к разности абсцисс (х-х*), т.е.


Подставляем найденные значения коэффициентов массоотдачи βп и βж и тангенсов углов линии равновесия в уравнение, находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от 0,06 до 0,75.

Полученные данные используем для определения числа единиц переноса nу в паровой фазе:


где φ - отношение рабочей площади к свободному сечению колонны, равному 0,8.

Допуская полное перемешивание жидкости на тарелке имеем:


где η=АВ/АС - КПД тарелки.

Результаты всех расчетов сводим в таблицу 4

Таблица 4

X

Хw

X1

XF

X2

X3

X4

X5

XD

Tgα=m

1,85

1,29

1,23

1,03

0,67

0,58

0,42

0,37

Ky

0,011

0,015

0,016

0,018

0,024

0,026

0,031

0,033

ny

0,513

0,7

0,747

0,803

1,07

1,16

1,384

1,473

η

0,401

0,503

0,526

0,552

0,657

0,687

0,749

0,77

AC,мм

47

45

20,5

46

61

56

35,5

9

АВ,мм

18,8

22

10,7

25,3

40

38

26,5

6,9


Построение кинетической кривой.

Между кривой равновесия и линиями рабочих концентраций в соответствии с табличными значениями х проводим ряд прямых, параллельных оси ординат.

Измеряем полученные отрезки А1В1, А2В2 и т. д. Определяем величину отрезков А1В1, А2В2 и т. д. Через найденные для каждого значения х точки В1, В2 проводим кинетическую кривую, отображающую степень приближений фаз на тарелках равновесию.

Число реальных тарелок nД находим путем построения ступенчатой линии между кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от 0,06 до 0,97. получаем 22 тарелки, (из которых - 12 в верхней части колонны, 10 - в нижней), которые и обеспечивают разделение смеси в заданных пределах изменения концентраций. Исходная смесь должна подаваться на 12 тарелку сверху.

Высота тарельчатой колонны:

 м.

Общая высота колонны:


где hсеп - расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны,(высота сепаратного пространства), принимаем 1м;

hкуб - расстояние между нижней тарелкой и днищем колонны, (высота кубовой части), принимаем 2,5 м (Приложение Б6 [6]).

3. Гидравлический расчет тарелок

В соответствии с рассчитанным выше диаметром колонны подбираем стандартную колонну и тарелки. Принимаем к установке колонный аппарат диаметром 2000 мм; колонна компонуется из однопоточных неразъемных нормализированных тарелок типа ТС-Р.

Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d=4 мм, высота сливной перегородки hn=40 мм. Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) 7% от общей площади тарелки.

Основные параметры тарелки приведены в таблице

Таблица 5 - Характеристика ситчатой тарелки

Диаметр колонны, D, мм

Свободное сечение колонны, м2

Рабочее сечение тарелки

Диаметр отверстия, d, мм

Шаг между отверстиями t, мм

Относительное свободное сечение тарелки Fc, %

Сечение перелива, м2

Относит площадь перелива, %

Периметр слива Lc, м

Масса тарелки, кг

2000

3,14

2,822

4

10

7

0,159

5,06

1,19

120


Гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны рассчитывается по уравнению:


Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

,

где ζ - коэффициент сопротивления тарелки: для ситчатых тарелок со свободным сечением отверстий 7 - 10% ζ=1,82;

ω0 - скорость пара в отверстиях тарелки, м/с.

Скорость пара в отверстиях тарелки при

 м/с.

Сопротивление сухой тарелки:

а) верхняя часть колонны

 Па;

а) нижняя часть колонны

 Па.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения

,

где σ - поверхностное натяжение в верхней и нижней частях колонны при средней температуре жидкости, Н/м.

Поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 92,7ºС

Н/м,

где σб - поверхностное натяжение бензола при 92,7ºС;

σт - поверхностное натяжение толуола при 92,7ºС.

Поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в нижней части колонны 105,5ºС

Н/м,

где σб - поверхностное натяжение бензола при 105,5ºС;

σт - поверхностное натяжение толуола при 105,5ºС.

Для верхней части колонны

 Па.

Для нижней части колонны

 Па.

Сопротивление парожидкостного слоя

,

где hж - высота парожидкостного слоя, м.

.

Величину Δh - высоту слоя над сливной перегородкой определяем по уравнению:

,

где Vж - объемный расход жидкости, м3/с;

П - периметр сливной перегородки (длина дуги), м;

 - отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаем 0,5.

Периметр сливной перегородки (длину дуги) определяем по выражению

,

где α=40º - угол выреза сливной перегородки,

 м.

Объемный расход жидкости:

а) в верхней части колонны

,

где  кг/кмоль;

 кг/кмоль;

 м3/с.

б) в нижней части колонны

,

где  кг/кмоль;

М F = 88,36 кг/кмоль.

 м3/с.

Находим высоту слоя над сливной перегородкой

а) в верхней части колонны

 м.

б) в нижней части колонны

 м.

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

а) в верхней части колонны

 м.

б) в нижней части колонны

 м.

Сопротивление парожидкостного слоя:

а) в верхней части колонны

 Па.

б) в нижней части колонны

 Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки

а) в верхней части колонны

 Па.

б) в нижней части колонны

 Па.

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками hт=0,3 м необходимое для нормальной работы тарелок условие:

.

Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление ΔР больше, чем у тарелок верхней части

 м.

Следовательно, принятое расстояние между тарелками достаточно для создания гидравлического затвора.

Определим минимальную скорость пара в отверстиях ω0 min, необходимую для равномерной работы тарелки

 м/с.

Рассчитанная скорость ω0 min меньше ω0=7,86 м/с. Следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

Общее гидравлическое сопротивление колонны с ситчатыми тарелками:

Посчитать число тарелок сверху, снизу

 Па.

4. Тепловой расчет колонны

Расход теплоты, получаемой жидкостью от конденсирующего пара в кубе-испарителе колонны

= Qd + G d C d t d + Gw Cw tw - Gf Cf tf +Qпот,

где Qd - расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров;

Qпот - тепловые потери колонны в окружающую среду;

Сf, Сd, Сw - теплоёмкости исходной смеси, дистиллята, кубовой жидкости, соответственно.

Значения теплоёмкостей, необходимые для расчета, находим по формуле:

Сf = Сб · f + Cт · (1- f),

где: Сб, Ст - теплоемкости бензола и толуола, определенные при tf=100,3 ºС (с. 562 [1]);

Сw = Сб · w + Cт · (1- w),

где: Сб, Ст - теплоемкости бензола и толуола, определенные при tw=107,5 ºС (с. 562 [1]);

Сd = Сб · d + Cт · (1- d),

где: Сб, Ст - теплоемкости бензола и толуола, определенные при td=80,8ºС (с. 562 [1]).

Теплоемкости смесей:

Сf = 0,49 · 4190 · 0,26 + 0,445· 4190 (1- 0,26) = 1914 Дж/(кг К);

Сw = 0,5 · 4190· 0,06 + 0,435 · 4190 (1 - 0,06) = 1839 Дж/(кг К);

С d = 0,47 · 4190·0,97 + 0,433 · 4190 (1 - 0,97) = 1965 Дж/(кг К).

Расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров

 d = G d (R + 1) r d ,

где rd - удельная теплота конденсации дистиллята, определяется по формуле

 кДж/кг,

где rб, rт - удельная теплота конденсации бензола и толуола при td=80,8ºС (с. 541 [1]).

 d = G d (R + 1) r d = 0,91 (3,732 + 1) · 392,8· 103 = 1691444 Вт.

Тепловые потери колонны в окружающую среду

пот= α · Fн (tст.н - tвозд),

где tст.н - температура наружной поверхности стенки колонны, принимаем tст.н = 40°С;

tвозд - температура воздуха в помещении, tвозд= 20°С;

α - суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучением, определяется по формуле

α =9,3+0,058 tст.н = 9,3+0,058·40 = 11,62 Вт/(м2·К),

Fн - наружная поверхность изоляции колонны, определяем ее по формуле

н = π·D·H + 2·0,785·D2 = 3,14·2·9,8+ 2·0,785·22 = 67,8 м2.

Потери тепла в окружающую среду

Qпот = 11,62 · 67,8(40 - 20) = 15762 Вт.

Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь

 Вт.

Расход греющего пара в кубе колонны (давление p=2,561 ат, влажность - 5%)

 кг/с,

где rгр.п. = 2186,5 ·103 Дж/кг - удельная теплота парообразования (с. 549 [1]);

х - степень сухости.

Расход тепла в подогревателе исходной смеси рассчитывается по формуле

Qf = Gf · Cf (tк - tн),

где Cf - теплоемкость исходной смеси при температуре, равной

 °С.

= 0,444· 4190 ·0,26+ 0,421· 4190· (1 - 0,26) = 1789Дж/(кг К).

Qf = 4,61· 1789(100,3- 20) = 662257 Вт.

Расход греющего пара в подогревателе

 кг/с.

Общий расход греющего пара равен:

 кг/с.

Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20°С

 кг/с.

Расход воды в холодильнике дистиллята при нагревании ее на 20°С

 кг/с,

где Cd - теплоемкость дистиллята при температуре в холодильнике, равной

 °С.

Cf= 0,442· 4190 ·0,97+ 0,42· 4190· (1 - 0,97) = 1849,2 Дж/(кг К).

Расход воды в холодильнике кубового остатка при нагревании ее на 20°С

 кг/с,

где Сw - теплоемкость кубового остатка при средней температуре

 °С.

Cf= 0,45· 4190 ·0,06+ 0,43· 4190· (1 - 0,06) = 1806,73 Дж/(кг К).

Общий расход воды в ректификационной установке:

= G'B + G''B + G'''B=20,2+1,02+6,2=27,42 кг/с.

5. Расчет вспомогательного оборудования

.1 Расчет дефлегмаотра

В дефлегматоре конденсируется бензол с небольшим количеством толуола. Температура конденсации паров дистиллята t1=80,8°С. Температуру воды на входе примем 18°С, на выходе 38°С. Gd=0,91 кг/с.

5.1.1 Температурная схема

Температурная схема процесса

80,8 ® 80,8

3818

Δtм=42,8 Δtб=62,8

Движущая сила процесса

.

Определим среднюю температуру воды

 ºС.

Расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров Q d = 1691444 Вт.

Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20°С  кг/с.

5.1.2 Предварительный выбор конструкции теплообменника

Ориентировочно определяем максимальную величину площади поверхности теплообмена. Коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара органических веществ к воде находится в пределах 340-870 Вт/(м²·К) (с. 172 [1]). Принимаем наименьший коэффициент теплопередачи К= 340 Вт/(м²·К).

 м2.

Составляем схему процесса теплопередачи. Для обеспечения турбулентного течения воды при Re>10000 скорость в трубах должна быть больше w'2

 м/с,

где μ2=0,353·10-3 Па·с - динамический коэффициент вязкости воды при t1=80,8ºС (таблица VI [1]);

d2=0,021 м - внутренний диаметр труб;

ρ2=971,44 кг/м3 - плотность воды при t1=80,8ºС (таблица IV [1]).

Число труб 25х2 мм, обеспечивающих объемный расход воды при Re=10000

,

где V2 - объемный расход воды

 м3/с.

Условию n<353 и F<94,2 удовлетворяет одноходовой теплообменник, внутренним диаметром 600 мм с числом труб на один ход трубного пространства n=257, поверхностью теплообмена F=61 м2.

5.1.3 Определение коэффициента теплоотдачи для воды

Уточняем значение критерия Рейнольдса Re

.

Критерий Прандтля для воды при средней температуре t2=28ºС равен

,

где λ2=0,611 - коэффициент теплопроводности воды при t2=28ºС (рисунок Х [1]).

Рассчитаем критерий Нуссельта для турбулентного режима

.

Отношение (Pr1/Prст1)0,25 примем равным 1.

Таким образом, коэффициент теплоотдачи для воды равен

 Вт/(м2·К).

5.1.4 Определение коэффициента теплоотдачи при конденсации водяного пара на пучке горизонтальных труб

Рассчитаем коэффициент теплоотдачи при конденсации паров бензола на пучке горизонтальных труб

,

где ε=0,58 - коэффициент, зависящий от расположения и числа труб по вертикали в пучке, для шахматного расположения труб и числе труб nв=17 (с.162 [1]);

εt=1;

λ1=0,131 - коэффициент теплопроводности бензола при t1=80,8ºС;

ρ1=806,2 кг/м3 - плотность бензола при t1=80,8ºС;

r1=393,264 - удельная теплота конденсации бензола при t1=80,8ºС;

μ1=0,3138 мПа·с - динамический коэффициент вязкости бензола при t1=80,8ºС;

Δt1=t1-tcт1 принимаемый равным 2 ºС;

d1 - наружный диаметр трубы.

 Вт/(м2·К).

5.1.5 Расчет коэффициента теплопередачи

Примем тепловую проводимость загрязнений стенки со стороны воды 1/rзагр.1=2900 Вт/(м2·К), со стороны паров бензола 1/rзагр.2=5800 Вт/(м2·К) (таблица ХХХI [1]). Коэффициент теплопроводности стали λст=46,5 Вт/(м2·К) (таблица ХХVII [1]); δ=0,002 м - толщина стенки.

Находим сумму термических проводимостей стенки и загрязнений

 Вт/(м2·К).

Коэффициент теплопередачи

 Вт/(м2·К).

Расчетная площадь поверхности теплообмена

 м2.

Принимаем к установке одноходовой теплообменник с F=61 м2.

5.1.6 Характеристики теплообменника

Наружный диаметр кожуха Dн=600 мм;

Общее число труб n=257;

Поверхность теплообмена F=61 м2;

Длина труб L=3 м;

Диаметр трубы d=25х2 мм.

Запас площади поверхности теплообмена


.2 Расчет холодильника для дистиллята

В холодильнике происходит охлаждение дистиллята от температуры конденсации до 30°С.

Температурная схема процесса

,8→ 30

38  18

Δtб=42,8 Δtм=12

Движущая сила процесса

.

Принимаем коэффициент теплопередачи К= 300 Вт/(м²·К) (с. 172 [1]).

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от дистиллята в холодильнике

 Вт.

Поверхность теплообмена холодильника для дистиллята

 м2.

С запасом 20% принимаем двухходовой теплообменник с поверхностью F=13 м² (приложение А5 [2]).

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 13 м²;

Диаметр кожуха 325 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 3 м;

Количество труб 56.

5.3 Расчет холодильника для кубового остатка

В холодильнике кубового остатка происходит охлаждение кубовой жидкости от температуры кипения до 30°С

Температурная схема процесса

107,5 → 30

← 18

Δtб=69,5 Δtм=12

Движущая сила процесса

.

Принимаем коэффициент теплопередачи К= 250 Вт/(м²·К) (с. 172 [1]).

Количества тепла, отнимаемого охлаждающей водой от кубовой жидкости

Вт.

Поверхность теплообмена холодильника для кубового остатка

 м2.

С запасом 20% принимаем двухходовой теплообменник с поверхностью F=75 м² (приложение А5 [2]).

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 75 м²;

Диаметр кожуха 600 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 4 м;

Количество труб 240.

5.4 Расчет кипятильника

В кипятильнике кубовый остаток кипит при 107,5 ºС. Принимаем давление греющего пара Р=2,561 ат, температура греющего пара t1=127,5 ºС.

Температурная схема процесса

127,5 → 127,5

,5 ← 107,5

Δt=20

Принимаем коэффициент теплопередачи К= 300 Вт/(м²·К) (с. 172 [1]).

Тепловая нагрузка Qк = 1698588 Вт.

Поверхность теплообмена:

F=  м2.

С запасом 15 - 20% принимаем двухходовой теплообменник с поверхностью F=338 м² (приложение А5 [2]).

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 338 м²;

Диаметр кожуха 1000 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 6 м;

Количество труб 718.

5.5 Расчет подогревателя

Температурная схема процесса

127,5 → 127,5

← 100,3

Δtб=107,5 Δtм=27,2

Движущая сила процесса

.

Принимаем коэффициент теплопередачи К= 250 Вт/(м²·К) (с. 172 [1]).

Количество тепла, передаваемого исходной смеси от греющего пара Qf=662257 Вт.

Поверхность теплообмена

 м2.

С запасом 15 - 20% принимаем одноходовой теплообменник с поверхностью F=52 м² (приложение А5 [2]).

Характеристика теплообменника:

Поверхность теплообмена 52 м²;

Диаметр кожуха 400 мм;

Диаметр труб 25*2 мм;

Длина труб 6 м;

Количество труб 111.

6. Расчет диаметра штуцеров

. Диаметр штуцера через который подается исходная смесь рассчитываем по формуле:

 м.

По ГОСТу подбираем стандартный диаметр 70мм, с толщиной стенки 3мм, материал - нержавеющая сталь. Внутренний диаметр равен 64 мм.

. Диаметр штуцера через который подается жидкость рассчитываем по формуле:

 м.

По ГОСТу подбираем стандартный диаметр 133мм, с толщиной стенки 7мм, материал - нержавеющая сталь. Внутренний диаметр равен 119 мм.

. Диаметр штуцера через который отводится жидкость рассчитываем по формуле:

 м.

По ГОСТу подбираем стандартный диаметр 133мм, с толщиной стенки 7мм, материал - нержавеющая сталь. Внутренний диаметр равен 119 мм.

. Диаметр штуцера через который поступает греющий пар рассчитываем по формуле:

м.

По ГОСТу подбираем стандартный диаметр 530 мм, с толщиной стенки 15 мм, материал - нержавеющая сталь. Внутренний диаметр равен 500 мм.

. Диаметр штуцера через который выходит греющий пар рассчитываем по формуле:


где Мw = Мбхw + Мт(1-хw) = 78·0,06 +92·(1-0,06) = 91,16 кг/кмоль

По ГОСТу подбираем стандартный диаметр 530 мм, с толщиной стенки 15 мм, материал - нержавеющая сталь. Внутренний диаметр равен 500 мм.

Заключение

В результате проведенного расчета подобрана ректификационная колонна со следующими параметрами: диаметр колонны d=2 м, скорость пара в колонне ω=0,55 м/с, число тарелок n=22, высота колонны h=9,8 м, гидравлическое сопротивление колонны Δробщ=10165,36 Па. Колонна компонуется из однопоточных неразъемных нормализированных тарелок типа ТС-Р. Подобрано вспомогательное оборудование:

. дефлегматор (одноходовой теплообменник, поверхность теплообмена 61 м², диаметр кожуха 600 мм, длина труб 3 м, диаметр труб 25*2 мм, количество труб 257);

. холодильник для дистиллята (двухходовой теплообменник, поверхность теплообмена 13 м², диаметр кожуха 325 мм, диаметр труб 25*2 мм, длина труб 3 м, количество труб 56);

. холодильник для кубового остатка (двухходовой теплообменник, поверхность теплообмена 75 м², диаметр кожуха 600 мм, диаметр труб 25*2 мм, длина труб 4 м, количество труб 240);

. кипятильник (двухходовой теплообменник, поверхность теплообмена 338 м², диаметр кожуха 1000 мм, диаметр труб 25*2 мм, длина труб 6 м, количество труб 718);

. подогреватель (одноходовой теплообменник, поверхность теплообмена 52 м², диаметр кожуха 400 мм, диаметр труб 25*2 мм, длина труб 6 м, количество труб 111).

Библиографический список

1.      Павлов, К.Ф. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: учеб. пособие для вузов [Текст] / К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. - Изд. 10-е. - Л.: Химия, 1987. - 576 с.

.        Ченцова, Л.И. Процессы и аппараты химической технологии: учебное пособие [Текст] / Л.И. Ченцова, М.Н. Шайхутдинова, В.М. Ушанова. - Красноярск: СибГТУ, 2006. - 262 с.

.        Дытнерский, Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии: пособие по проектированию [Текст] / Ю.И. Дытнерский. - М. Химия, 1983. - 272 с.

.        Касаткин, А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии: учебник для вузов [Текст] / А.Г. Касаткин. - 11-е изд., стереотипное, доработанное. Перепеч. с изд. 1973 г. - М.: ООО ТИД «Альянс», 2005. - 753 с.

.        Шайхутдинова, М.Н. Процессы и аппараты химической технологии.: учебное пособие [Текст] / М.Н. Шайхутдинова, Л.И. Ченцова, Т.В. Борисова. - Красноярск: СибГТУ, 2005. - 121 с.

.        Ченцова, Л.И. Массообменные процессы: учебное пособие по курсу «Процессы и аппараты химических производств» [Текст] / Л.И. Ченцова, М.Н. Шайхутдинова, В.М. Ушанова. - Красноярск: СибГТУ, 2004. - 237 с.

Приложение

При β = 1,1

Рис. 1

 

Рис. 2

При β = 1,3

 

Рис. 3

При β = 1,4

Рис. 4

При β = 1,5

 

Рис. 5

 

Рис. 6

Похожие работы на - Ректификационная установка непрерывного действия

 

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