Таким образом, процесс ректификации есть диффузионный процесс разделения жидких смесей, компоненты которых различаются по температурам кипения осуществляемой путем противоточного, многократного контактирования неравновесных паров и жидкостей.
1.
1. МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС
Производительность колонны по дистилляту и кубовому остатку определим из уравнения материального баланса колонны:
(7.4 [1])
(7.5 [1]),
где — массовые расходы жидкости питания, дистиллята и кубового остатка соответственно.
Нагрузки по ректификационной колонне по пару и жидкости определяются значением рабочего флегмового числа R; его оптимальное значение можно найти путем технико-экономического расчета. Ввиду отсутствия надежной методики оценки используют приближенное вычисления, основанные на определение коэффициента избытка флегмы (орошения) в, равного отношению , где — минимальное флегмовое число:
- где и — мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси;
- концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.
Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению:
;
;
- где -молярная масса ацетона, -молярная масса бензола.
2. ПОСТРОЕНИЕ РАВНОВЕСНОЙ И РАБОЧЕЙ ЛИНИИ И ДИАГРАММЫ
|
Ацетон |
Х |
0 |
5 |
10 |
20 |
30 |
40 |
50 |
60 |
70 |
80 |
90 |
100 |
|
|
бензол |
||||||||||||||
|
У |
0 |
14 |
24,3 |
40 |
51,2 |
59,4 |
66,5 |
73 |
79,5 |
86,3 |
93,2 |
100 |
||
|
t |
80,1 |
78,3 |
76,4 |
72,8 |
69,6 |
66,7 |
64,3 |
62,4 |
60,7 |
59,6 |
58,8 |
56,1 |
||
По этим данным строим диаграмму и равновесную линию .
Получим: =0,677.
Относительный мольный расход питания:
Определяем минимальное число флегмы по уравнению (7.10 [1]):
где — мольная доля ацетона в паре, равновесном с жидкостью питания, определяем по диаграмме .
Рабочее число флегмы по уравнению (7.12 [1]):
Уравнения рабочих линий:
а) верхней (укрепляющей) части колонны
б) нижней (исчерпывающей) части колонны
Наносим на диаграмму y-x рабочие линии верхней и нижней части колонны и находим число ступеней изменения концентрации .
3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ СКОРОСТИ ПАРА И ДИАМЕТРА КОЛОННЫ
Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней и нижней частей колонны определяют из соотношений:
;
Где -мольные массы дистиллята и исходной смеси;
- средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны. Мольную массу дистиллята в данном случае можно принять равной мольной массе легколетучего компонента — ацетона. Расчет ведем из условия, что режим работы колонны — пленочный.
Средние мольные массы жидкости в верхней нижней частях колонны соответственно равны:
- мольные массы ацетона и бензола соответственно;-средний мольный состав жидкости соответственно в верхней и нижней частях колонны:
Тогда
Мольная масса исходной смеси:
Подставим рассчитанные величины:
Средние массовые потоки пара в верхней и нижней частях колонны равны:
Здесь и — средние молярные массы паров в верхней и нижней частях колонны:
Где
Тогда
Подставив численные значения, получим:
Определяем скорость пара в колонне по формуле:
- где и — средние плотности жидкости и пара, ;
- динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа·с;
- у — удельная поверхность насадки,;
- g — ускорение свободного падения, ;
- свободный объем насадки, ;
- L и G — массовые расходы жидкости и газа, ;
- А=-0,125 для ректификации.
Для керамических колец Рашига :
- у = 204 -удельная поверхность;
- свободный объем.
Поскольку отношения и физические свойства фаз в верхней и нижней частях колонны различны, определим скорости для каждой части отдельно.
Найдем плотности жидкости и пара в верхней и нижней частях колонны при средних температурах в них . Средние температуры паров определим по диаграмме t-x,y по средним составам фаз:
при ,
при .
Тогда
Температура жидкости в верху колонны при составляет .
Тогда плотность жидкого ацетона при этой температуре , плотность жидкого бензола .
Плотность физических смесей жидкостей подчиняется закону аддитивности. Необходимо учесть массовые доли компонентов смеси: , тогда ,
Температура жидкости в кубе-испарителе при составляет . тогда плотность жидкого ацетона при этой температуре , плотность жидкого бензола .
тогда ,
Вязкость жидких смесей находим по уравнению:
где — вязкости жидких ацетона и бензола при температуре смеси. При температуре в верхней части колонны 57,39 и =0,402мПа·с.
Тогда вязкость жидкости в верхней части колонны:
При температуре в нижней части колонны 79,07 и =0,319мПа·с.
Тогда вязкость жидкости в нижней части колонны:
Предельная скорость паров в верхней части колонны :
Откуда
Предельная скорость паров в нижней части колонны :
Откуда
Примем рабочую скорость на 30% ниже предельной:
Диаметр ректификационной колонны определим из уравнения расхода:
Отсюда диаметры верхней и нижней части колонны равны соответственно:
Рационально принять стандартный диаметр обечайки одинаковым для обеих частей колонны. При этом действительные рабочие скорости паров в колонне равны:
Что составляет соответственно 49,9% и 62,3% от предельных скоростей.
4. Определение высоты насадки
Эквивалентную высоту насадки рассчитываем по уравнению:
- где m — тангенс угла наклона равновесной линии. Для верхней части колонны m=1,37;
- для нижней части колонны m=0,67;
- эквивалентный диаметр насадки, м;
- Re — критерий Рейнольдса;
- отношение потоков пара и жидкости;
- вязкость пара в верхней и нижней части колонны.
Определяем вязкость паровой смеси для верхней части колонны:
вязкость паров отдельных веществ находим по формуле:
- где — динамический коэффициент вязкости при ;
- Т — температура, К;
- С — постоянная Сатерленда.
Для ацетона , С=541,5; для бензола , С=380; тогда для температуры 333,58К(температура в верхней части колонны):
Определяем вязкость паровой смеси для нижней части колонны:
Температура в нижней части колонны 347,6К.
Определяем эквивалентную высоту насадки для верхней части колонны:
Как следует из диаграммы x-y, число ступеней изменения концентрации в пределах от составляет 19. Следовательно, требуемая высота насадки верхней части колонны:
Определяем эквивалентную высоту насадки для нижней части колонны:
Как следует из диаграммы x-y, число ступеней изменения концентрации в пределах от составляет 8. Следовательно, требуемая высота насадки нижней части колонны:
Общая высота насадки в колонне:
Определение высоты колонны:
- высота сферической части колонны. =0,5D=0,5·2,0=1м.
- высота над насадкой, в которую устанавливают распределитель жидкости. Принимаем 2м.
- высота насадки в одной секции.
- расстояние между первой и второй секциями насадки.
- высота насадки во второй секции.
- расстояние между второй и третьей секциями насадки, в котором устанавливают распределители жидкости.
- высота третьей секции насадки.
- высота десятиминутного запаса.
- высота юбки. Принимаем
Тогда высота колонны:
5. Гидравлическое сопротивление насадки
Гидравлическое сопротивление насадки находят по уравнению:
Гидравлическое сопротивление сухой неорошаемой насадки рассчитывают по уравнению:
где ?? — коэффициент сопротивления сухой насадки, зависящий от режима движения газа в насадке.
Критерий Рейнольдса для газа в верхней и нижней частях колонны соответственно равен:
Следовательно, режим движения турбулентный (
Для турбулентного режима коэффициент сопротивления сухой насадки в виде беспорядочно засыпанных колец Рашига находят по уравнению:
Для верхней и для нижней частей колонны соответственно получаем:
Гидравлическое сопротивление сухой насадки в верхней и нижней частях колонны равно:
Плотность орошения в верхней и нижней частях колонны определим по формулам:
Гидравлическое сопротивление орошаемой насадки в верхней и нижней частях колонны:
Общее гидравлическое сопротивление орошаемой насадки в колонне:
Давление в кубе:
P=101330+14712,16=116042,16Па.
6. Тепловой баланс колонны
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:
где Здесь и — удельные теплоты конденсации ацетона и бензола при 57,39.
Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, находим по уравнению:
Здесь тепловые потери приняты в размере 5% от полезно затрачиваемой теплоты, удельные теплоемкости взяты соответственно при , , , температура кипения исходной смеси определена по Рис.2 — диаграмме t-x,y и равны:
Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:
Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси пара:
взята при средней температуре .
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:
где удельная теплоемкость дистиллята
взята при средней температуре
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:
где удельная теплоемкость кубового остатка
взята при средней температуре
Расход греющего пара, имеющего давление и влажность 5%:
а) в кубе-испарителе
где — удельная теплота конденсации греющего пара;
б) в подогревателе исходной смеси
Всего: 1,33+0,162=1,49 или 5,4
Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 25:
а) в дефлегматоре
б) в водяном холодильнике дистиллята
в) в водяном холодильнике кубового остатка
Всего 0,0286 или 102,96
Подбор штуцеров.
1. Штуцер для ввода сырья в колонну.
Определяем диаметр штуцера:
Принимаем скорость ввода сырья 1,5
, т.IV[1],
Принимаем штуцер по ОСТ 26-1404-76. Тогда действительная скорость при вводе сырья в колонну:
2. Штуцер для вывода дистиллята:
Принимаем скорость вывода дистиллята из колонны 15
Объемный расход дистиллята:
- плотность пара при температуре .
по ОСТ 26-1404-76. Тогда действительная скорость вывода дистиллята:
3. Штуцер для подачи флегмы:
Принимаем скорость ввода жидкости 1,5
Объемный расход флегмы:
где плотность жидкости при температуре верхней части колоны
по ОСТ 26-1404-76. Тогда действительная скорость подачи флегмы:
4. Штуцер для ввода горячей струи в колонну:
Принимаем скорость пара 15
Объемный расход горячей струи:
где где удельная теплота парообразования смеси:
плотность пара при температуре
по ОСТ 26-1404-76. Тогда действительная скорость ввода горячей струи:
5. Штуцер для отвода жидкости из куба:
Принимаем скорость жидкости 1,5
Объемный расход жидкости:
то есть объемный расход жидкости равен количеству жидкости, орошающей нижнюю часть колонны. — плотность жидкости при температуре нижней части колонны
по ОСТ 26-1404-76. Тогда действительная скорость вывода дистиллята:
|
100 < 100 |
|||
|
79,07 > 79,07 |
|||
|
t б =20,93 |
t м =20,93 |
||
|
57,79 < 57,79 |
|||
|
20 > 45 |
|||
|
t б =37,79 |
t м =12,79 |
||
Запас площади поверхности теплообмена:
Запас площади поверхности теплообмена достаточен.
Выбор подогревателя сырья.
Расход тепла необходимый на нагрев жидкости . Расход греющего пара По данным т.4.8 [1] принимаем коэффициент теплопередачи К =230 Вт/м2 К при передачи тепла от конденсирующегося пара к органическим жидкостям.
Средняя разность температур:
Определяем среднюю разность температур по уравнению 4.79 [1],
Определяем необходимую поверхность теплообмена::
По данным т.2,3 [2], выберем одноходовой теплообменник по ГОСТ15118-79:
поверхность теплообмена F = 31 м2
длина труб 3,0м
число ходов — 2
диаметр кожуха D=400мм
диаметр труб 20
общее число труб — 166шт.
Запас площади поверхности теплообмена:
Запас площади поверхности теплообмена достаточен.
8. ПОДБОР НАСОСА ДЛЯ ПОДАЧИ ИСХОДНОЙ СМЕСИ[1]
Геометрическая высота подъема смеси 12,7м, температура 18. На линии всасывания ( расположены 2 прямоточных вентиля, 3 отвода под углом 90 На линии нагнетания (установлено 2 отвода под углом 90, 3 отвода под углом 110, 2 нормальных вентиля, 1 измерительная диафрагма, 1 теплообменник.
Выбираем насос по напору и мощности.
1. Выбираем диаметр трубопровода, приняв скорость смеси w во всасывающий и нагнетательной линиях одинаковой и равной 1,5 т.1,1[1].
где V-объемный расход жидкости,.
где — плотность смеси при температуре 18 т.IV[1].
Тогда
По с.17[2] принимаем стандартный диаметр трубопровода (наружный диаметр 70мм с толщиной стенки 3,5мм, внутренний диаметр 63мм).
Тогда фактическая скорость:
Определим режим течения:
Режим турбулентный.
- вязкость смеси при 18, , т.IX [1],
По т.XII [1] примем значение абсолютной шероховатости стенок труб е=0,2мм — трубы стальные при незначительной коррозии. Относительная шероховатость . По графику 1.5 [1] находим значение коэффициента трения ??=0,0269.
Сумма коэффициентов местных сопротивлений т.XIII[1]:
На всасывающей линии:
Вход в трубу(принимаем с острыми краями) 0,5
2 прямоточных вентиля 1,164
3 отвода () 0,33
На нагнетательной линии:
2 отвода () 0,22
3 отвода () 0,3729
2 нормальных вентиля 8,765
1 измерительная диафрагма 3,6
1 теплообменник
выход из трубы 1
Гидравлическое сопротивление теплообменника [2]:
где z- число ходов,
скорость жидкости в трубах:
, т.IV[1],
Коэффициент трения:
Где
динамический коэффициент вязкости жидкости, Па·с, т.IX [1],
Скорость в штуцерах:
Сумма коэффициентов местных сопротивлений:
0,5+1,164+0,33+0,22+0,3729+8,765+3,6+1=15,9519.
Тогда
С учетом теплообменника:
Потери напора:
Тогда полный напор, развиваемый насосом:
где — гидравлическое сопротивление верхней части колонны.
Полезная мощность насоса:
Для центробежного насоса средней производительности примем Тогда мощность, потребляемая двигателем насоса:
По т.2,5[1] устанавливаем, что по заданным производительности и напору следует выбрать центробежный насос марки , для которого при оптимальных условиях работы производительность , напор Н=25м, к.п.д. насоса . Насос снабжен двигателем ВАО-31-2 номинальной мощностью 3кВт (, частота вращения вала ).
ЗАКЛЮЧЕНИЕ
В данном курсовом проекте мы рассчитали и спроектировали ректификационную установку для разделения смеси ацетон -бензол. В ходе расчета мы получили ректификационную колонну с диаметром 2,0 метра и высотой 31 метр. Также мы рассчитали и подобрали вспомогательное оборудование: подогреватель сырья, дефлегматор и кипятильник,кроме того подобрали сырьевой насос.
Нашей целью был также расчет штуцеров для ввода сырья в колонну, отвода жидкости из куба, возврата флегмы в колонну,ввода горячей струи в колонну и для вывода дистиллята.
Данный курсовой проект позволил нам не только самостоятельно рассчитать ректификационную установку, но и наиболее полно изучить процесс ректификации в ходе расчета курсового проекта.
1. Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А.„ Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии.” — Л.: Химия, 1987. 576с.
2. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию” под ред. Дытнерского Ю.И.; М., Химия, 1983
3. Лащинский А. А.„ Конструирование сварных химических аппаратов: Справочник” . Л.: Машиностроение, 1981. 382 с.
4. «Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки. Справочник.» под ред. Судакова Е.Н.; М.,Химия, 1979
