Расчет ректификационной колонны

Курсовая работа

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