Процесс ректификации и расчет ректификационной колонны

СОДЕРЖАНИЕ

Введение

1. Материальный баланс

2. Определение скорости пара и диаметра колонны

3. Определение высоты насадки

4. Гидравлическое сопротивление насадки

5. Расчет теплового баланса колонны

6. Расчет и подбор подогревателя сырья , дефлегматора и кипятильника

6.1 Расчет и подбор подогревателя сырья

6.2 Подбор дефлегматора

6.3 Подбор кипятильника

7. Расчет и подбор штуцеров

8. Расчет и подбор сырьевого насоса

Заключение

Литература

ВВЕДЕНИЕ

Процессы разделения жидких и газовых смесей играют важную роль во многих отраслях промышленности. Для осуществления процессов разделения жидких смесей применяют способы простой перегонки (дистилляции), перегонки под вакуумом и с водяным паром, ректификации, экстракции, адсорбции и т.д.

Ректификацию широко используют в промышленности для полного разделения смесей летучих жидкостей, частично или целиком растворимых одна в другой.

Сущность процесса ректификации сводится к выделению из смеси двух или более жидкостей с различными температурами кипения. Это достигается нагреванием и испарением такой смеси с последующим многократным тепло-и массообменом между жидкой и паровой фазами. Как следует из теории массообменных процессов, при контакте неравновесных поровой и жидкой фаз, в результате которого протекают процессы массо- и теплообмена, система достигает состояния равновесия. При этом происходит выравнивание температур и давлений в фазах и перераспределение компонентов между ними. Такой контакт называют идеальным, теоретическим.

Образованные в результате контакта паровая и жидкая фазы будут отличаться по составу от вступивших в контакт паровой и жидкой фаз. В итоге такого контакта паровая фаза обогатится НКК, а жидкость - ВКК, если жидкость, вступающая в контакт с парами, будет содержать больше НКК, чем жидкость, равновесная с этими парами. Если исходные пары и жидкость находились при одинаковом давлении, то для обеспечения этих условий требуется, чтобы температура вступающей в контакт жидкостей была бы ниже температуры паров. После контактирования температуры пара и жидкости выравниваются, так как система стремится к состоянию равновесия.

Производя многократное контактирование неравновесность потоков паровой и жидкой фаз, направляя после каждой ступени пары на смешение с жидкостью, более богаты НКК по сравнению с равновесной с этими парами жидкостью, а жидкость на контакт с парами, более бедными НКК, можно изменить составы фаз желаемым образом. Подобное контактирование фаз по схеме противотока в целом по аппарату осуществляется в специальных аппаратах - в ректификационных колоннах, заполненных различными контактными устройствами: тарелками, насадками и т.п.

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.      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) β, 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. 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; σ - 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 :

σ = 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.

3. 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:

4. ГИДРАВЛИЧЕСКОЕ СОПРОТИВЛЕНИЕ НАСАДКИ

Гидравлическое сопротивление насадки  находят по уравнению:

Гидравлическое сопротивление сухой неорошаемой насадки  рассчитывают по уравнению:

где 𝜆 - 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.

5. 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

6. РАСЧЕТ И ПОДБОР ПОДОГРЕВАТЕЛЯ СЫРЬЯ, ДЕФЛЕГМАТОРА, КИПЯТИЛЬНИКА

6.1 Расчет и подбор кипятильника

Температура конденсации греющего пара под давлением 1,033 кг/см² - 100ºС.

Температурная схема кипятильника:

Определяем среднюю разность температур:

ê t_ср = t₁ - t₂ =100-79,07=20,93ºС, где

t ₁=100ºС - температура конденсации водяного пара,

t ₂=79,07ºС - температура низа колонны .

Для определения коэффициента теплоотдачи от пара, конденсирующегося на наружной поверхности труб высотой H, используют формулу (2.23):

где  -коэффициент теплопроводности конденсата при температуре конденсации   т.XXXIX[1].

- плотность конденсата при температуре конденсации

 т. т.XXXIX[1].

 - удельная теплота конденсации  т.LVII[1].

- динамическая вязкость конденсата

Коэффициент теплоотдачи к кипящей в трубах жидкости определим по формуле

где  - коэффициент теплопроводности органической смеси, кипящей при температуре 79,07, рис.X [1],

 (1.331)[3]

 плотность смеси  т.IV [1].

плотность паров над кипящей жидкостью

где М - молярная масса пара  рис.2 диаграмма t-x,y.

p- рабочее давление в колонне, Па.

 поверхностное натяжение жидкости,  т.XXIV [1].

удельная теплота конденсации,т.XLV [1],

плотность паров при атмосферном давлении,

удельная теплоемкость смеси,, рис.XI [1],

динамический коэффициент вязкости жидкости, Па·с, т.IX [1],

Из основного уравнения теплопередачи и уравнения аддитивности термических сопротивлений следует, что

Подставляя сюда выражения для  и , можно получить одно уравнения относительно неизвестного теплового потока:

Тепловая нагрузка аппарата

Расход греющего пара:

В соответствии с табл. 2,1[2] примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи  Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности составит:

В соответствии с табл.2,9[2] поверхность, близкую к ориентировочной могут иметь теплообменники с высотой труб Н=4,0м и диаметром кожуха D=0.6м или с высотой труб H=3.0м и диаметром кожуха D=0.8м.

Уточненный расчет поверхности теплопередачи:

Примем в качестве первого варианта теплообменник с высотой труб Н=3,0м, диаметром кожуха D=0.8м и поверхностью теплопередачи F=109. Выполним его уточненный расчет. В качестве первого приближения примем ориентировочное значение удельной тепловой нагрузки  Для определения  необходимо рассчитать коэффициенты А и В:

Толщина труб 2,0мм, материал - нержавеющая сталь  Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений (термическим сопротивлением со стороны греющего пара можно пренебречь) равна:

Тогда

Примем второе значение  получим:

Третье, уточненное значение  определим:

Получим:

Такую точность определения корня уравнения можно считать достаточной, и  можно считать истинной удельной тепловой нагрузкой. Тогда требуемая поверхность составит

В выбранном теплообменнике запас поверхности

Масса аппарата М=3130кг.

6.2 Расчет и подбор дефлегматора

Выберем кожухотрубчатый теплообменник для конденсации дистиллята. Расход тепла отдаваемого охлаждающей воде. По данным т.4.8 [1] принимаем коэффициент теплопередачи К =550 Вт/м²К при передачи тепла от конденсирующегося пара органических веществ к воде, температура конденсации дистиллята t =65,8°C.

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 = 226 м²

длина труб 4,0м

число ходов - 2

диаметр кожуха D=1000мм

диаметр труб 25

общее число труб - 718шт.

Запас площади поверхности теплообмена:

Запас площади поверхности теплообмена достаточен.

6.3 Выбор подогревателя сырья

Расход тепла необходимый на нагрев жидкости . Расход греющего пара  По данным т.4.8 [1] принимаем коэффициент теплопередачи К =230 Вт/м²К 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.

7. 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:

.        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:

.        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:

8. РАСЧЕТ И ПОДБОР СЫРЬЕВОГО НАСОСА

 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 𝜆=0,0269.

Сумма коэффициентов местных сопротивлений т.XIII[1]:

На всасывающей линии:

Вход в трубу(принимаем с острыми краями) 0,5

прямоточных вентиля 1,164

отвода () 0,33

На нагнетательной линии:

отвода () 0,22

отвода () 0,3729

нормальных вентиля 8,765

измерительная диафрагма 3,6

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:

,5+1,164+0,33+0,22+0,3729+8,765+3,6+1=15,9519.

Тогда

С учетом теплообменника:

Потери напора:

ректификационный сырье дефлегматор колонна

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.

ЛИТЕРАТУРА

1. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А.„ Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии.” - Л.: Химия, 1987. 576с.

. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию” под ред. Дытнерского Ю.И.; М., Химия, 1983

. Лащинский А.А.„ Конструирование сварных химических аппаратов: Справочник”. Л.: Машиностроение, 1981. 382 с.

. «Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки. Справочник.» под ред. Судакова Е.Н.; М.,Химия, 1979