Ректификационная установка непрерывного действия

Министерство образования и науки Российской Федерации

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение

Высшего профессионального образования

"Санкт-Петербургский государственный технологический университет растительных полимеров"

Кафедра процессов и аппаратов химической технологии

Курсовой проект

Ректификационная установка непрерывного действия

Руководитель: Мидуков Н.П.

Выполнила: Ямаева А.Р.,

студент 831 гр.

Санкт-Петербург

2015

Содержание

Введение

Исходные данные

. Расчет тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия

.1 Принципиальная схема установки

1.2 Определение минимального и рабочего флегмовых чисел

1.3 Материальный баланс процесса

.4 Определение числа теоретических ступеней процесса

1.5 Вычисление числа действительных тарелок

.6 Определение размеров колонны

.7 Тепловой расчёт установки

. Расчет вспомогательного оборудования

2.1 Расчет трубопроводов

2.2 Расчет теплообменных аппаратов

2.2.1 Расчет пластинчатого обогревателя

.2.2 Расчет кожухотрубного конденсатора

.2.3 Расчет кожухотрубчатого теплообменника для холодильника дистиллята

.2.4 Расчет кожухотрубчатого теплообменника для кубового остатка

.3 Расчет и выбор насоса для подачи исходной смеси на установку

Заключение

Библиографический список

ректификационный установка этанол колонна

Введение

Для разделения однородных жидкостей смеси на составляющие ее компоненты применяют дистилляцию (простую перегонку) или ректификацию.

Эти процессы основаны на различной летучести компонентов смеси в связи с различными температурами их кипения при одном и том же давлении.

Дистилляция позволяет осуществить грубое разделение смеси на компоненты или произвести ее очистку от нежелательных компонентов. Более полное разделение смеси на компоненты при ректификации.

Ректификация - процесс разделения гомогенных смесей летучих жидкостей путем двустороннего массо- и теплообмена между неравновесными жидкой и паровой фазами, имеющие различную температуру и движущимся противотоком относительно друг друга. При взаимодействии между восходящими потоками пара и стекающей жидкостью из пара конденсируется преимущественно высококипящий компонент, а выделяющаяся теплота конденсации расходуется на испарение из жидкости низкокипящего компонента. Таким образом, пар, двигаясь вверх по колонне, на выходе из нее представляет собой практически чистый низкокипящий компонент, а жидкость, стекающая вниз, непрерывно обогащается высококипящим компонентом и на выходе из колонны представляет собой практически чистый высоко кипящий компонент.

Ступенчатое взаимодействие происходит в колонных аппаратах тарельчатого типа, а непрерывное в насадочных аппаратах.

Ректификацию применяют в ряде отраслей промышленности для выделения ценных веществ при переработке растительных полимеров в целлюлозно-бумажном производстве этот процесс используется для разделения талового масла и сульфатного скипидара, при переработке сульфатных щелоков и в других случаях.

В промышленности часто на разделение методом ректификации подаются много компонентные смеси, но поскольку при разделении таких смесей расчет очень сложен, то во многих случаях пренебрегают наличием компонентов, содержащихся в смеси в сравнительно небольшом количестве, и без ущерба конечного результата заменяют расчет многокомпонентной ректификации расчетом процесса бинарной ректификации.

Исходные данные

1.      Разделяемая смесь - этиловый спирт - вода

2.      Производительность по исходной смеси  кг/ч

.        Концентрация легколетучего компонента (в масс. %):

·        в исходной смеси %

·        в дистилляте %

·        в кубовом остатке %

4.      Температура исходной смеси tH =25°C

5.      Давление в колонне Р = 763 мм.рт.ст.

.        Конструкция колонны - тарельчатая с круглыми колпачками.

.        Обогрев колонны острым паром.

1. Расчёт тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия

.1 Принципиальная схема установки

Рис.1. Принципиальная схема ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарной смеси:

- ёмкость исходной смеси; 2, 9 - насосы; 3 - теплообменник-подогреватель; 4 - ректификационная колонна тарельчатого типа; 5 - дифлегматор; 6 - делитель; 7 - холодильник дистиллята; 8 - емкость для сбора дистиллята; 10 - холодильник кубовой жидкости; 11 - ёмкость для сбора кубовой жидкости.

Ректификационная колонна (4) имеет цилиндрический корпус, внутри установлены контактные устройства в виде тарелок. Под нижнюю тарелку колонны подается водяной пар, который также называется "острым" паром. Он подается на установку от ТЭЦ. В данной установке нет смысла устанавливать кипятильник, так как жидкость, которая стекает вниз по колонне, представляет собой воду. Водяной пар восходящим потоком поднимается из куба колонны, при этом на каждой тарелке колонны происходит массообмен и пар выходит из верхней части колонны близким по составу к точке азеотропа. Поступает в дефлегматор (5), здесь пар конденсируется и конденсат пара поступает в делитель (6), где разделяется на два потока: готовый продукт - дистиллят и флегму, которая возвращается в колонну на верхнюю тарелку. Флегма создает нисходящий поток жидкости в ректификационной колонне. При стекании жидкости вниз в нее переходит ВКК и в этот же момент из нее испаряется НКК. Пар проходит через слой жидкости. На каждой тарелке температура пара больше, чем температура кипения жидкости. В результате из пара конденсируется частично ВКК, а теплота, выделившаяся при конденсации, идет на испарение из жидкости НКК.

Дистиллят поступает в холодильник (7), после конденсации дистиллят поступает в емкость для сбора дистиллята (8). Исходная смесь из промежуточной емкости (1) с помощью насоса (2) поступает в теплообменник - подогреватель (3), далее идет в колонну. Исходная смесь поступает на ту тарелку колонны, на которой состав жидкости и ее температура кипения будут такими же, как состав и температура кипения исходной смеси. Эта тарелка называется тарелкой питания, она делит колонну на две части.

Выше тарелки питания - укрепляющая часть колонны, так как здесь происходит обогащение паров НКК. А ниже тарелки питания находится исчерпывающая часть колонны, здесь из жидкости удаляется НКК для того, чтобы в холодильник кубовой жидкости (10) стекала жидкость, близкая по составу к ВКК. После жидкость охлаждается и стекает в емкость для сбора кубовой жидкости (11).

По таблицам определяем температуры кипения компонентов смеси:

Ткип.эт=78,8°C [2]; Ткип.в.=100°C [2].

Устанавливаем, что высококипящий компонент - вода, низкокипящий компонент - этиловый спирт.

Таблица 1. Данные об этиловом спирте:

.2 Определение минимального и рабочего флегмовых чисел

Для расчета ректификационной установки, в том числе и для определения минимального флегмового числа , необходимо располагать данными о равновесии между жидкостью и паром компонентов разделяемой исходной смеси для давления, при котором проводится процесс.

Для определения минимального флегмового числа строим квадратную диаграмму y-x (рис.2), на которую наносят все точки из табл. 2 [1]. Соединив их плавной кривой, получили линию равновесия, пересекающую диагональ квадрата при (точка азеотропа). Также для расчета  необходимо перевести заданные массовые концентрации исходной смеси , дистиллята  и кубового остатка  в мольные доли по соответствующей формуле:

, (1)

где - массовая концентрация, %;

x - мольная доля, кмоль/кмоль;

Мэ, Мв - мольные массы этилового спирта, воды, кг/кмоль, рассчитываются по значениям атомных масс.

Мольная доля низкокипящего компонента смеси:

;

Мольная доля низкокипящего компонента дистиллята:

;

Мольная доля низкокипящего компонента кубового остатка:

По значению  на диагонали построенной диаграммы y-x находим точку А, а по значению  на линии равновесия точку В. Данная прямая АВ пересекает линию равновесия. Определяем значение отрезка S при проведении касательной из точки А на диагонали квадрата к линии равновесия. Отрезок прямой между  и  определяет положение рабочей линии укрепляющей части колонны при , что дает возможность рассчитать значение минимального флегмового числа. Так в соответствии с уравнением рабочей линии укрепляющей части колонны:

, (2)

Откуда

 . (3)

Рабочее флегмовое число R рассчитывается в зависимости от :

 (4)

Рабочее флегмовое число определяет размеры колонны (его диаметр и высоту) и расходы теплоносителей (острого пара, подаваемого в колонну и охлаждающей воды на дефлегматор), что связано с капитальными и эксплуатационными затратами на ректификацию. Для минимизации затрат надо провести расчеты при различных R, что достаточно трудоемко и сложно.

Поэтому в данном расчете применен метод упрощенной оптимизации, который основан на допущении, что минимальным затратам соответствует минимальный объем колонны. Этот расчет проводим на ЭВМ по программе разработанной на кафедре.

Так как рабочий объем колонны пропорционален произведению

,

где nT - число теоретических тарелок, то задаваясь значениями R> и рассчитав  и nT при различных R, можно найти минимальное значение , которому и будет отвечать оптимальное рабочее флегмовое число. Достаточно ввести следующие значения , ,  и  в программу и получим следующие данные:

Таблица 2. Значения числа теоретических тарелок при различных R

Получаем, что оптимальное рабочее флегмовое число R=1,70415, которое соответствует минимуму на графике =f(R) (рис. 3). Именно при этом значении проводим дальнейшие расчеты.

Целесообразно сравнить R при оптимизации и R, рассчитанное по формуле, и сделать вывод в отношении применения формулы (в случае отсутствия возможности проведения оптимизации).

1.3 Материальный баланс процесса

При обогреве ректификационной колонны непрерывного действия острым паром, который подается в куб колонны под нижнюю тарелку (рис.4), уравнения материального баланса можно составить только через мольные расходы и мольные доли низкокипящего компонента в паровой и жидкой фазах.

Рис. 4. К выводу уравнений материального баланса процесса ректификации при обогреве колонны острым паром.

- мольные расходы исходной смеси, дистиллята, флегмы, кубового остатка и пара;

- мольные доли низкокипящего компонента в исходной смеси, дистилляте, флегме, кубовом остатке и в пара, поступающем в дефлегматор.

Так как мольный расход пара  не изменяется по всей высот колонны, а изменяется только его состав, то можно составить уравнение материального баланса по всем компонентам, участвующим в процессе (в мольных расходах):

GF+GV=GD+GW (5)

и уравнение материального баланса по низкокипящему компоненту:

GFxF=GDxD+GWxW (6)

Уравнение материального баланса дефлегматора имеет следующий вид:

GV=GR+GD=GD(1+R), (7)

а мольный расход кубового остатка определяется как сумма мольных расходов исходной смеси и флегмы, что соответствует мольному расходу жидкости в исчерпывающей части колонны:

GW=GF+GR=GF+R·GD (8)

Тогда из уравнения (6) с учетом уравнения (8) получаем мольный расход дистиллята:

. (9)

А из уравнения (8) с учетом (9) мольный расход кубового остатка составит:

. (10)

Мольный расход острого пара определяется уравнением (7).

Для того чтобы провести расчет материальных потоков по уравнениям (9), (10), необходимо по заданному массовому расходу рассчитать мольный расход исходной смеси по следующей формуле:

 (11)

Где

 мольный, массовый расходы исходной смеси;

Мсм - мольная масса исходной смеси.

Проверка результатов вычислений осуществляется по уравнению:

. (12)

Если это равенство выполняется то мольные расходы дистиллята, кубового остатка и острого пара переводят в массовые расходы по формуле:

, (13)

где массовые и мольные расходы дистиллята, кубового остатка и острого пара;

Мi - мольные массы дистиллята, кубового остатка и острого пара.

Расчёт:

Мольный расход исходной смеси по формуле (11):

кмоль/с,

где  кг/кмоль.

Мольный расход дистиллята по формуле (9):

кмоль/с.

Мольный расход кубового остатка по формуле (10) составит:

кмоль/с.

Уравнение материального баланса дефлегматора по формуле (7):

GV=GR+GD=GD(1+R)=0,0165(1+1,70)=0,0446.

Проверка результатов:

 => равенство выполняется.

Для перевода мольных расходов в массовые рассчитываю мольные массы:

·        Дистиллята:

;

·        Кубового остатка:

;

·        Острого пара: .

Перевод в массовые доли по формуле (13):

·        Дистиллята:

кг/с;

·        Кубового остатка:

 кг/с;

·        Острого пара:

 кг/с.

1.4 Определение числа теоретических ступеней процесса

Для определения числа теоретических тарелок графическим способом на диаграмме y-x, на которой изображена линия равновесия, проводим рабочие линии для укрепляющей и исчерпывающей части колоны.

При обогреве куба ректификационной колонны острым паром уравнения рабочих линий принимают следующий вид:

·        Для укрепляющей части колонны:

 (14);

·        Для исчерпывающей части колонны:

 (15).

Расчёт:

·        Для укрепляющей части колонны:

;

·       
Для исчерпывающей части колонны:

Рабочая линия укрепляющей части колонны выходит из точки на диагонали квадрата с абсциссой  и отсекает на оси ординат отрезок , а рабочая линия исчерпывающей части колонны пересекает ось абсцисс при . Обе линии пересекаются при , если исходная смесь поступает в колонну при температуре кипения.

относительный (на 1 кмоль дистиллята) мольный расход питания (исходной смеси).

При Rопт=1,70 отрезок отсекаемый рабочей линией укрепляющей части колонны составит:

.

Построение рабочих линий ведется в следующей последовательности (рис.2):

1.      При x=xD находим точку А на диагонали квадрата;

2.      Откладываем отрезок S на оси ординат (точка D);

.        Соединяем пунктирной линией точки А и D;

.        При x=xW находим точку С на оси абсцисс;

.        При x=xF находим точку В на линии АD;

.        Соединяем сплошной линией точки А и В - это получается рабочая линия укрепляющей части колонны;

.        Соединяем также сплошной линией точки С и В - это получается рабочая линия исчерпывающей части колонны.

Число теоретических тарелок (ступеней процесса) графически было получено путем проведения вертикальных и горизонтальных отрезков между рабочими линиями и линией равновесия. Вертикальные отрезки характеризуют изменения состава паровой фазы, а горизонтальные - жидкой фазы на теоретической тарелке.

Построение ступенчатого графика начинаем из точки на оси абсцисс при . Из этой точки проводят вертикальный отрезок до пересечения с линией равновесия. А из этой точки проводим горизонтальный отрезок до пересечения с рабочей линией. Аналогичным образом ведем построение ступеней до тех пор, пока последний горизонтальный участок не пересечет горизонталь квадрата выше .

Ввиду очень малой концентрации НКК в кубовом остатке, графическое построение ступеней процесса провожу при увеличении масштаба в области малых концентраций х в 100 раз (рис.5), в 10 раз (рис.6), в 2,5 раза (рис.7) и в 5 раз (рис.8)

Полученное число теоретических тарелок идентично числу теоретических тарелок, полученных при оптимизации процесса на ЭВМ.

.5 Вычисление числа действительных тарелок

На теоретической тарелке предполагают, что пар, уходящий с тарелки, находится в равновесии с жидкостью на этой тарелке (при графическом определении числа теоретических тарелок - это вертикальные отрезки между рабочей линией и линией равновесия). На практике это не осуществимо и содержание НКК в паровой фазе никогда не достигает равновесного состояния. Отношение реального изменения концентраций НКК в паровой фазе, уходящей с тарелки у2 и поступающей на нее у1, к максимально возможному изменению (у2*-у1), где у2*-концентрация НКК в уходящей с тарелки пара, находящемся в равновесии с жидкостью на ней, представляет коэффициент полезного действия тарелки . Следовательно,

Любая из тарелок укрепляющей и исчерпывающей частей колонны имеет свое значение , что значительно усложняет расчет. С целью упрощения расчет проводим, вводя понятие коэффициент полезного действия колонны , который представляет собой усредненное значение . Тогда число действительных тарелок:

·        В верхней части колонны составит:

; (16)

·        В нижней части колонны:

. (17)

Если nтв и nтв чаще всего дробные числа, то nв и nн- целые числа с округлением всегда в большую сторону. Общее число тарелок в колонне составит:

. (18)

Таким образом, для определения числа действительных тарелок необходимо знать  колонны. Наибольшая точность расчета обеспечивается при наличии экспериментальных данных для колонн, условия разделения в которых близки к заданным. Для многоколпачковых тарелок спиртовых колонн (в частности при разделении смеси этиловый спирт-вода), работающих при атмосферном давлении, рекомендуемое значение .

Расчёт действительных тарелок:

·        в верхней части колонны по формуле (16) составит:

 шт.;

·        в нижней части колонны по (17) формуле:

 шт.

Общее число тарелок соответственно:

 шт.

1.6 Определение размеров колонны

Ориентировочный диаметр колонны определяют из уравнения объемного расхода:

, (18)

где V -объемный расход пара, м³/с;

wn - скорость пара, отнесенная к полному поперечному сечению колонны, м/с.

Вследствие различия скоростей и расходов пара в колонне диаметры собой укрепляющей и исчерпывающей частей колонны различаются между собой. Поэтому рассчитываем диаметры для верхней и нижней частей колонны, а дальше выбираем стандартный аппарат одного диаметра по большему из рассчитанных значений и уточняем значения скоростей пара в укрепляющей и исчерпывающей частях колонны.

Для расчета диаметра колонны необходимо рассчитать следующие параметры: средние мольные доли НКК в жидкости в верхней и нижней частях колонны по следующим формулам:

·        в верхней части колонны:

; (19)

·        в нижней части:

. (20)

Средние мольные доли НКК в паровой фазе рассчитываются по уравнениям (14) и (15) рабочих линий (при подаче в колонну острого пара) при средних значениях  и  для верхней  и нижней  частей колонны. Средние температуры пара в верхней и в нижней частях колонны определяем по диаграмме t-x,y, построенной по точкам, данным в таблице №2 [1], используя значения  и  (на линии конденсации).

Средние мольные массы пара для верхней  и нижней частей колонны рассчитываются по следующим формулам:

; (21)

, (22)

где Мнк и Мвк- мольные массы НКК и ВКК.

Средние плотности пара в верхней  и нижней частях колонны рассчитываются по уравнению Клайперона:

где То=273 К, а Р0=760 мм.рт.ст. - параметры, соответствующие нормальным условиям;

Тср=(tср+273) К - средняя температура пара в верхней и нижней частях колонны;

Р - рабочее давление в колонне, мм.рт.ст.

Данная колонна работает при атмосферном давлении, то мы можем принять Р=Р0.

Средние температуры жидкости в верхней  и нижней  частях колонны также определяем по t-x,y диаграмме по значениям  и  на линии кипения. При  и , применяя линейную интерполяцию определяем плотности воды ,  и плотности этилового спирта , .

Средние массовые доли низкокипящего компонента в жидкости определяются по следующим формулам:

·        в верхней части колонны

; (24)

·       
в нижней части колонны

. (25)

Средние плотности жидкости в верхней  и нижней  частях колонны рассчитываются по следующим уравнениям:

·        в верхней части колонны

; (26)

·        в нижней части колонны

. (27)

Учитывая, что в нижней и верхней частях колонны >>, рекомендуемую скорость пара для обеих частей колонны рассчитывают по формуле:

, (28)

где С - коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния h между ними, рабочего давления в колонне и нагрузки колонны по жидкости, определяют по рис. 7.2. [3].

Расстояние h между тарелками выбираем по ГОСТу из табл. 14.14. [2].

Объемный расход проходящего по колонне, работающей при атмосферном давлении, пара при средней температуре в колонне

К

составит:

. (29)

После расчета по уравнению (18) диаметров колонны для верхней и нижней частей по большему значению диаметра в соответствии с имеющимися нормалями [2] выбираем тип колонны с , далее по выбранному диаметру , должны уточнить скорости пара по формуле (18) в колонне и выписывают основные конструктивные размеры колонны.

Высота тарельчатой части колонны (расстояние между верхней и нижней тарелками) равна:

 (30)

где n - общее число тарелок в колонне.

Общая высота колонны:

 (31)

где Нкн - высота нижней (кубовой) камеры;

Нкв - высота верхней (сепарационной) камеры.

Ориентировочно принимают:

,

,

Где  - диметр аппарата выбранного по нормалям.

Расчёт:

Средние мольные доли НКК в жидкости в верхней и нижней частях колонны по формулам (19), (20):

·        в верхней части колонны:

;

·        в нижней части:

.

Средние мольные доли НКК в паровой фазе по уравнениям (11) и (12) рабочих линий:

;

.

Средние мольные массы пара для верхней  и нижней частей колонны по формулам (21), (22):

 кг/кмоль;

 кг/кмоль.

Средние плотности пара в верхней  и нижней частях колонны по уравнению (23):

 кг/м³,

где Тср=273+ 82=355 К;

 кг/м³,

где Тср=273+ 94.6=367.6 К;

Средние температуры жидкости в верхней  и нижней  частях колонны также определяем по t-x,y диаграмме (рис.9) по значениям  и  на линии кипения:

=80,4°C;

 °C.

Далее при средних температурам жидкости ,  по табл. XXXIX [3], применяя метод линейной интерполяции определяем плотности воды , , а по табл. IV [3] плотности этилового спирта  и .

·        в верхней части колонны: кг/м³;

·        в нижней части колонны:  кг/м³;

·        в верхней части колонны:  кг/м³;

·        в нижней части колонны: ′′кг/м³.

Средние массовые доли НКК в жидкости по формулам (24), (25):

·        в верхней части колонны:

;

·        в нижней части колонны:

.

Средние плотности жидкости в верхней  и нижней  частях колонны по уравнениям (26), (27):

,

Следовательно  кг/м³;

,

Следовательно  кг/м³.

Скорость пара для обеих частей колонны рассчитываем по формуле (28):

·        в верхней части колонны:

 м/с;

·        в нижней части колонны:

 м/с,

где С = 0,035 при h = 350 мм,

Высота тарельчатой части колонны (расстояние между верхней и нижней тарелками) по формуле (30) равна:

 мм.

Объемный расход проходящего по колонне пара, работающей при атмосферном давлении по формуле (29) составит:

 м³/с,

где  К.

Ориентировочный диаметр колонны определяют по (18) формуле:

·        в верхней части колонны:

м = 1346 мм;

·        в нижней части колонны:

м = 1173 мм.

Больше диаметр в верхней части колонны, ближе к нему тип колонны: ТСК-Р с D= 1400 мм (с колпачковыми тарелками).

Уточняем значение скорости пара по формуле (18):

 м/с,

Общая высота колонны по (34) формуле составляет:

=11200+2240+840=14280 мм =14,28 м,

где  м,

 м.

.7 Тепловой расчёт установки

Целью тепловых расчетов является:

·        Уточнение расхода острого пара (с учетом тепловых потерь в окружающую среду);

·        Определение расхода греющего пара в подогревателе исходной смеси, поступающей в колонну;

·        Определение расходов охлаждающей воды в дефлегматоре и холодильниках дистиллята и кубового остатка.

Уточнение расхода острого пара , подаваемого под нижнюю тарелку колонны, осуществляется по уравнению теплового баланса колонны при подаче в нее острого пара:

,

где - массовые расходы исходной смеси, дистиллята и кубового остатка;

Iп - энтальпия острого пара при давлении рк в кубе колонны;

cF, cD, cW - удельные теплоемкости исходной смеси, дистиллята и кубового остатка при соответствующих их температурах tF, tD и tW;

tF - температура кипения исходной смеси, определенная по t - x,y диаграмме (рис.9) при xF (линия кипения);

tD - температура дистиллята, определенная по t - х,у диаграмме при xD (линия кипения);

tW - температура кубового остатка в кубе колонны при давлении Рк (определяется по табл. XXXIX [2]);

QД - расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре; Qпот - тепловые потери в окружающую среду.

.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре, определен зависимостью:

,

где - удельная теплота конденсации паровой смеси в дефлегматоре.

По правилу аддитивности:

=,

где r и r - удельные теплоты конденсации этилового спирта и воды при температуре t. Применяя линейную интерполяцию, значение r находят по табл. XLV [3], а r - по табл.LVI [3].

=849,2475*0,905+2313,74(1-0,905)=988,374 кДж/кг.

r=849,2475 кДж/кг; r=2313,74 кДж/кг.

.

С учетом, что сопротивление одной колпачковой тарелки Δрт составляет около 800 Па, давление в кубе колонны приблизительно равно:

,

где Ратм = 101300 Па (760 мм рт.ст.); n - число действительных тарелок в колонне.

По табл. LVII [3], применяя линейную интерполяцию, нахожу I и t.

I=2689,5 кДж/кг; t=106,45ºС.

Расчёт:

Удельные теплоемкости сD, сw и сF определены по номограмме:

Расход острого пара в соответствии с уравнением (33):

φ - влажность пара в долях (принимаю φ = 0,02), (1- φ)=(1- 0,02)=0,98 - сухость пара.

Расход теплоты в паровом подогревателе 3 (рис.1) исходной смеси при нагреве ее до температуры кипения °C по формуле (39) составит:

 кВт,

Где =3%;

=25°C;

кДж/кг·К,

Где  кДж/кг·К

При средней температуре

 °C;

Расход греющего пара в подогревателе исходной смеси (с давлением и влажностью острого пара) по формуле (40) составляет:

 кг/с,

где rп - удельная теплота конденсации греющего пара при давлении Рп=Рк=127700 Па = 1,3 кг·с/см², которая определяется по табл. LVII [2]

Общий расход пара на установку рассчитываем по формуле (41):

При расчете расходов воды, подаваемой на дефлегматор и в холодильник для охлаждения дистиллята и кубового остатка, задаемся начальной температурой °C.

Во всех трех теплообменных аппаратах поступающая в них вода нагревается до какой-то температуры .

Максимально вода в дефлегматоре может нагреться до

°C,

которая на °C меньше  (температуры конденсации пара в дефлегматоре).

Движущая сила в аппарате на выходе из него составляет:

°C.

Такая же  и по тем же причинам (при противоточном движении теплоносителей) будет на выходе воды из холодильника дистиллята: °C.

Температура воды  на выходе ее из холодильника кубового остатка (при противоточном движении теплоносителей) принимается на °C меньше  (температуры кубовой жидкости):

°C .

Принимаем температуры охлажденных дистиллята

°C,

кубового остатка

°C.

Расходы теплоты, которые вода принимает в холодильнике дистиллята  и в холодильнике кубового остатка , составят по формулам (42), (43):

где - теплоемкость дистиллята, определенная по номограмме при средней температуре .

°C.

 - теплоемкость кубового остатка, определенная по номограмме при средней температуре .

.

Находим расходы охлаждающей воды по формулам (47), (48),(49) :

·        в дефлегматоре

;

·       
в холодильнике дистиллята

;

·        в холодильнике кубового остатка

,

где  - теплоемкости воды при средней ее температуре в соответствующих аппаратах.

Вода из трех этих аппаратов может быть направлена в систему горячего водоснабжения. Для этого составляем уравнения теплового и материального баланса, находим из них, сколько всего воды и с какой температурой может быть направлено в систему горячего водоснабжения.

Уравнение материального баланса:

.

Уравнение теплового баланса:

Тогда температура смеси составит:

Исходя из вышеполученных данных получаю, что в систему горячего водоснабжения можно направить 13,211 кг/с воды с температурой t = 69,18^оС.

2. Расчет вспомогательного оборудования

Необходимо рассчитать и выбрать по ГОСТам и стандартам:

·        Диаметры трубопроводов для подачи в аппарат острого пара, исходной смеси и флегмы и для отвода пара на дефлегматор, дистиллята и кубового остатка;

·        Теплообменные аппараты (подогреватель исходной смеси, дефлегматор и холодильники дистиллята и кубового остатка);

·        Насос для подачи на установку исходной смеси.

.1 Расчет трубопроводов

Для определения объемных расходов необходимо знать плотности материальных потоков. Плотности исходной смеси, дистиллята, кубового остатка и флегмы при соответствующих температурах tF, tD, tw и tR = tD рассчитываю по уравнению (19)[1].

Плотность исходной смеси при tF = 86,9⁰C:

Плотность дистиллята при tD = 78,3⁰C:

Плотность кубового остатка при tW = 106,2791⁰C:

Плотность флегмы при tR = tD = 78,3⁰C:

Плотность острого пара, при давлении Рк = 1,3 ат, нахожу путем линейной интерполяции по табл.LVII[2].

Плотность пара на дефлегматор определена по уравнению:

,

где MD - мольная масса пара на выходе из колонны;

Т = (tD + 273) К= =(78,3+273)=351,3

К - температура пара (tD определяется по t - х,у диаграмме (рис.6) при yD=xD на линий конденсации); Р=Р0, так как колонна работает при атмосферном давлении.

Объемные расходы материальных потоков:

·        Исходной смеси:

 ;

·        Дистиллята:

;

·        Кубового остатка:

;

·        Флегмы:

·        Острого пара:

;

·        Пара на дефлегматоре:

.

При выборе скорости материальных потоков учитываю, что движение флегмы, дистиллята и кубового остатка происходит самотеком, а движение исходной смеси под напором. Скорость пара выбираю по давлению.

Внутренние диаметры трубопровода:

·        Исходной смеси:

·        Дистиллята:

·        Кубового остатка:

·        Флегмы:

·        Острого пара:

·        Пара на дефлегматоре:

.

Из раздела 1.2. [2] по рассчитанным значениям D выбираю стандартные трубопроводы и уточняю значения реальных скоростей материальных потоков:

1. ;

. ;

. ;

. ;

. ;

. .

2.2 Расчет теплообменных аппаратов

.2.1 Расчет пластинчатого обогревателя

Данный теплообменный аппарат должен подогреть кг/с = 10500 кг/ч коррозионно-активной смеси этиловый спирт-вода от °C до °C. При средней температуре °C эта жидкость имеет следующие теплофизические характеристики:

,

где и  - плотности этилового спирта и воды, определенные по табл. XXXIX [2] и табл.IV [2] соответственно методом линейной интерполяции.

;

;

;

Значения  определены по номограммам

Для подогрева используем насыщенный водяной пар давлением 0,13 МПа. Температура конденсации t1=106,28ºС.

Характеристики пара при этой температуре находим по табл. XXXIX [2] методом линейной интерполяции: ρ1=953,604 кг/м³, μ1=0,00026567 Па·с, λ1=0,68 Вт/(м·К), Pr1=1,65.

Тепловая нагрузка аппарата определена ранее и составляет . Расход пара так же определён ранее и составляет .

Средняя разность температур:

.

Коэффициенты теплопередачи в пластинчатых теплообменниках выше, чем их ориентировочные значения, приведенные в табл. 2.1.[3], поэтому принимаю Кор=800 Вт/(м²·К).

Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности составит:

.

Рассмотрим пластинчатый подогреватель поверхностью 20 м²; поверхность пластины 0,3 м², число пластин N=70 (см. табл.2.13[3]).

Скорость исходной жидкости и число Re в 22 каналах площадью поперечного сечения канала 0,0011 м² и эквивалентным диаметром канала 0,008 м (см. табл.2.14.[3]) равны:

;

.

Коэффициент теплоотдачи к жидкости:

.

Для определения коэффициента теплоотдачи от пара примем, что . Тогда в каналах с приведенной длинной L=1,12 м (см. табл.2.14[3]) получим:

;

.

Термическим сопротивлением загрязнений со стороны пара можно пренебречь. Толщина пластин 1,0 мм, материал - нержавеющая сталь, λст=17,5 Вт/(м·К). Сумма термических сопротивлений стенки пластин и загрязнений со стороны жидкости составит:

.

Коэффициент теплопередачи:

.

Провожу проверку правильности принятого допущения относительно Δt:

 (температура примерно равна 10).

Требуемая поверхность теплопередачи составит:

.

Теплообменник номинальной поверхностью F = 20 м² подходит с запасом Δ=28,1%.

Масса для этого аппарата М= 485 кг (см. табл. 2.13[3]).

Диаметр присоединяемых штуцеров d=0,065м (см. табл. 2.14[3]).

Скорость жидкости в штуцерах:

,

поэтому их гидравлическое сопротивление можно не учитывать.

Коэффициент трения:

,

Где

а2 - коэффициент, который зависит от площади пластины (см. п. 2.4.2. (стр. 72) [3]).

Для однопакетной компоновки пластин х=1.

Гидравлическое сопротивление:

.

2.2.2 Расчет кожухотрубного конденсатора

Расчет веду для конденсации в дефлегматоре =1,787 кг/с паров. Удельная теплота конденсации смеси =988374 Дж/кг, температура конденсации t1=78,3ºC. Физико-химические свойства конденсата при температуре конденсации:

λ1=0,169 Вт/(м·К);

ρ1=736,615 кг/м³;

μD=0,4483 Па·с.

Тепло конденсации отводится водой с начальной температурой t2н=20 ºC.

Температура воды на выходе из конденсатора t2к=63,3 ºC. При средней температуре t2=41,65 ºC вода имеет следующие физико-химические характеристики, определяемые по табл. XXXIX [2] методом линейной интерполяции:

ρ2=991,34 кг/м;

с2=4180 Дж/(кг·К);

μ2=0,00063918 Па·с;

λ2=0,63631 Вт/(м·К);

Pr2=4,2.

Тепловая нагрузка дефлегматора определена ранее и составляет . Расход воды также определен ранее и составляет: .

Средняя разность температур:

.

В соответствии с табл. 2.1.[3] примнимаю Кор=600 Вт/(м²·К). Ориентировочное значение поверхности:

Задаваясь числом Re=15000, определяю соотношение n/z для дефлегматора из труб диаметром d=25х2 мм:

,

где n - общее число труб; z - число ходов по трубному пространству; d - внутренний диаметр труб, м.

Уточненный расчет поверхности теплопередачи.

В соответствии с табл. 2.9.[3] соотношение n/z принимает наиболее близкое к заданному значение у конденсаторов с диаметром кожуха D= 800 мм, диаметром труб 25х2 мм, числом ходов z=6 и общим числом труб n=196: n/z=196/6=32,7.

Наиболее близкую к ориентировочной поверхности теплопередачи имеет нормализованный аппарат с длиной труб L= 6,0 м; F= 91 м².

Действительное число Re равно:

.

Коэффициент теплоотдачи к воде, пренебрегая поправкой :

Коэффициент теплоотдачи от пара, конденсирующегося на пучке вертикально расположенных труб:

.

Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали и загрязнений со стороны воды и пара равны:

.

Коэффициент теплопередачи:

.

Требуемая поверхность теплопередачи:

.

Как видно из табл. 2.9.[3], конденсатор с длиной труб 6 м и поверхностью 91 м² походит с запасом:

.

Гидравлическое сопротивление рассчитывается по формуле:

Скорость воды в трубах:

.

Коэффициент трения:

,

где  - относительная шероховатость труб;  - высота выступов шероховатостей.

Скорость воды в штуцерах (см. табл. 2.6.[3]):

.

Гидравлическое сопротивление:

2.2.3 Расчет кожухотрубчатого теплообменника для холодильника дистиллята

Дистиллят =0,662 кг/с охлаждается от =78,3ºС до =35ºС. Начальная температура охлаждающей воды (=0,599 кг/с) равна t2н=20ºС. Дистиллят при средней температуре =56,65ºС имеет следующие физико-химические характеристики:

=757,015 кг/м³;

=0,0006279 Па·с;

=0,1729 Вт/(м·К);

=3009 Дж/(кг·К).

Теплофизические свойства дистиллята определяются по аналогии с расчетом теплофизических свойств исходной смеси.

Тепловая нагрузка аппарата составляет .

Определяю конечную температуру охлаждающей воды из уравнения теплового баланса: ,

где 4180 Дж/(кг·К) - теплоемкость  охлаждающей воды при её средней температуре t2=41,65ºС, остальные свойства определены по табл. XXXIX [2] методом линейной интерполяции:

=991,34 кг/м³;

=0,00063918 Па·с;

=0,63631 Вт/(м·К).

Определение среднелогарифмической разности температур:

.

Ориентировочный выбор теплообменника. Принимаю ориентировочное значение Re1ор=15000, что соответствует развитому турбулентному режиму течения в трубах. Такой режим возможен в теплообменнике, у которого число труб, приходящееся на один ход, равно:

для труб диаметром dн=20х2 мм:

;

для труб диаметром dн=25х2 мм:

.

Расчет дальше не ведем, т.к. минимальное количество труб по ГОСТу равно 13, поэтому мы используем не кожухотрубчатый теплообменник, а теплообменный аппарат типа "труба в трубе" или пластинчатый теплообменный аппарат.

.2.4 Расчет кожухотрубчатого теплообменника для кубового остатка

Кубовый остаток =3,061 кг/с охлаждается от t1W=106,28ºС до t’1W=40ºС. Начальная температура охлаждающей воды (=2,852 кг/с) равна t2н=20 ºС. Кубовый остаток при средней температуре tW =73,23ºС имеет следующие физико-химические характеристики:

=976,062 кг/м³;

=0,000389527 Па·с;

=0,67026 Вт/(м·К);

=4190 Дж/(кг·К).

Теплофизические свойства кубового остатка определяются по табл. XXXIX [2] ввиду того, что концентрация этилового спирта в кубовой остатке крайне мала.

Тепловая нагрузка определена ранее и составляет .

Определяю конечную температуру охлаждающей воды из уравнения теплового баланса: ,

где 4180 Дж/(кг·К) - теплоемкость  охлаждающей воды при её средней температуре t2=30ºС, остальные свойства определены по табл. XXXIX [2] методом линейной интерполяции:

=997 кг/м³;

=0,0008285 Па·с;

=0,6165 Вт/(м·К).

Определение среднелогарифмической разности температур:

.

Ориентировочный выбор теплообменника. Принимаю ориентировочное значение Re1ор=15000, что соответствует развитому турбулентному режиму течения в трубах. Такой режим возможен в теплообменнике, у которого число труб, приходящееся на один ход, равно:

для труб диаметром dн=20х2 мм:

;

для труб диаметром dн=25х2 мм:

.

Принимаю ориентировочное значение коэффициента теплопередачи, соответствующее турбулентному режиму (см.табл. 2.1[3]): Кор=800 Вт/(м²·К).

При этом ориентировочное значение поверхности теплообмена составило:

.

Как видно из табл. 2.3[3], теплообменники с близкой поверхностью имеет диаметр кожуха 400 мм и d=20х2мм, числом ходов z=2 и n=166.

Уточненный расчет поверхности теплопередачи.

Коэффициент теплоотдачи к жидкости, движущейся по трубам турбулентно равен:

.

Пренебрегаем поправкой (Pr/Prст), так как разность температур невелика.

Площадь сечения потока в межтрубном пространстве между перегородками (см. табл.2.3[3]) Sмтр= 0,03 м², тогда:

Коэффициент теплоотдачи к жидкости, движущейся в межтрубном пространстве, составит:

Оба теплоносителя -вода среднего качества, поэтому в соответствии с табл. 2.2 [3] примем термическое сопротивление загрязнений одинаковыми . Повышенная коррозионная активность этих жидкостей диктует выбор нержавеющей стали в качестве материала труб. Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений равны:

Коэффициент теплопередачи:

.

Требуемая поверхность составит:

.

Из табл. 2.3 [3] следует, что из выбранного ряда подходит теплообменник с трубами длиной 6 м и номинальной поверхностью F=170 м². При этом запас:

Δ=(170-75,55)·100/170=55,56%.

2.3 Расчет и выбор насоса для подачи исходной смеси на установку

Выбор насоса производится по двум параметрам: объемной производительности и сопротивлению сети, на которую работает насос.

Для расчета объемного расхода исходной смеси при известном массовом расходе  рассчитываю ее плотность ρ0 при заданной температуре to по формуле (19)[1].

t=25ºС,  

Тогда объемный расход составит:

Сопротивление сети  равно:

где - геометрическая высота подъема смеси из хранилища до тарелки питания; - коэффициент гидравлического трения при движении жидкости в трубопроводе; - длина трубопровода; - внутренний диаметр трубопровода; - суммарное значение коэффициентов местных сопротивлений трубопровода; - скорость движения исходной смеси в трубопроводе; - гидравлическое сопротивление подогревателя исходной смеси; - гидравлическое сопротивление всех тарелок, расположенных выше тарелки питания.

Так как в задании на проектирование не дается план расположения оборудования в цехе, то некоторыми физическими параметрами задаюсь условно.

Принимаю длину трубопровода в размере 30м. Трубопровод имеет 8 отводов (поворотов), для которых значение коэффициента местного сопротивления нахожу по табл. ХШ [2]. Принимая значения φ=90о и R0/d=4; ζ=0,88. Из той же таблицы определяю значение коэффициента местного сопротивления для диафрагмы, установленной на трубопроводе для контроля расхода исходной смеси, ζ=18,2, а также коэффициенты местных сопротивлений для вентилей в количестве 2 штук, ζ=4,9·2=9,8. В суммарное значение коэффициентов местных сопротивлений включаю также вход исходной смеси в подогреватель (ζ=0,5) и в колонну на тарелку питания (ζ=0,5) и выход из подогревателя в трубопровод (ζ=1).

Суммарное значение местных сопротивлений трубопровода составит:

.

Геометрическая высота Нг подъема исходной смеси определяется следующим условием:

Нг=Нп+Нкн+h(nн-1),

где Нп - высота подставки, на которую устанавливают колонну, принимаю Нп= 1,2 м;

Нкн - высота нижней (кубовой) камеры, рассчитана в п.1.7; h - расстояние между тарелками, принято ранее;н - число тарелок в нижней части колонны, рассчитано в п. 1.6.

Тогда геометрическая высота составит:

.

Скорость движения исходной смеси в трубопроводе (см. п.2.1) =2,44 м/с, уточненная после выбора стандартного трубопровода.

Значение λт зависит от режима движения жидкости по трубопроводу. Поэтому необходимо рассчитать критерии Рейнольдса, где коэффициент динамической вязкости μ находят по номограмме 3 при , при t0=25ºС, μ=0,001095 Па·с.

.

Гидравлическое сопротивление пластинчатого подогревателя исходной смеси ΔР под рассчитано в п. 2.2., а гидравлическое сопротивление тарелок, расположенных выше тарелки питания равно:

,

где nв - число тарелок в укрепляющей части колонны, рассчитано в п. 1.6.; ΔР - сопротивление одной тарелки было установлено в п. 1.7.

Сопротивление сети:

Для преодоления гидравлического сопротивление сети потребуется обеспечить напор в метрах столба жидкости:

.

Выбор насоса осуществляется по данным приложения 1.1., стр.38 [3] при условии: Q и Н для насоса должны быть несколько больше рассчитанных значений VF и Нс. Выбираем насос марка Х20/31 с:

Заключение

Целью данного курсового проекта являлся расчет ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарной смеси этанол - вода.

В рамках проекта были произведены следующие расчеты: составление и описание технологической схемы ректификационной установки, расчет основного аппарата (колонны), а также был произведен подбор вспомогательного оборудования. В конечном итоге был получен следующий результат: ректификационная колонна высотой Н = 7,99 м с колпачковыми тарелками типа ТСК - Р диаметром D = 1,4 м.

Библиографический список

1. Методическое указание к расчету ректификационной колонны. О.А. Кокушкин, А.О. Никифоров, М.В. Завьялов. СПбГТУРП, 2007.

. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: 12-е издание. М.: ООО ТИД "Альянс", 2005.

. Основные процессы и аппараты химической технологии: пособие по проектированию / под редак. Ю.И. Дытнерского. / Изд.3-е.-М.: Альянс, 2007.