Проект ректификационной установки с тарельчатой колонной непрерывного действия производительностью 6 кг/с для разделения исходной смеси
МИНИСТЕРСТВО ОБРАЗОВАНИЯ И НАУКИ РФ
ФЕДЕРАЛЬНОЕ АГЕНТСТВО ПО ОБРАЗОВАНИЮ
ГОУ ВПО «Омский государственный технический университет»
Кафедра Химическая технология органических веществ
Направление 240100.62 Химическая технология и биотехнология
КУРСОВОЙ ПРОЕКТ
на тему: «Проект ректификационной установки с тарельчатой колонной
непрерывного действия производительностью 6 кг/с для разделения исходной смеси сероуглерод - четыреххлористый углерод».
по дисциплине: Процессы и аппараты химической технологии
Студент Тесленко Екатерина Александровна группы ХТБ-429
(Ф.И.О. полностью)
Пояснительная записка
Шифр проекта (работы) КП- 2068998- 49 -10
Руководитель проекта (работы)
Ломова О.С. (Ф.И.О.)
__________________________
Разработал студент
Тесленко Е.А. (Ф.И.О.)
Омск 2010
ГОУ ВПО «Омский государственный технический университет»
Кафедра Химическая технология органических веществ |
||
Направление 240100.62 Химическая технология и биотехнология |
||
Задание
на курсовое проектирование
по дисциплине Процессы и аппараты химической технологии
Студент Тесленко Екатерина Александровна группа ХТБ-429
1. Тема проекта: Выполнить проект ректификационной установки с тарельчатой колонной непрерывного действия производительностью 6 кг/с для разделения исходной смеси сероуглерод - четыреххлористый углерод.
2.Срок сдачи студентом законченного проекта __________________
3. Исходные данные к проекту: Исходная смесь: сероуглерод - четыреххлористый углерод. Тип колонны: с решетчатыми (провальными) тарелками; производительность по исходной смеси F=6 кг/с; содержание легколетучего компонента, % (мол.): xF=0,34 в исходной смеси, хР =0,93 в дистилляте, xW=0,032 в кубовом остатке; t =30 - температура исходной смеси, поступающей на установку, 0С; Р=0,25 абсолютное давление насыщенного водяного пара, МПа; tв.н. =24 - начальная температура охлаждающей воды, °С.
Давление в паровом
4. Содержание проекта: Рассчитать ректификационную установку непрерывного действия для разделения бинарной смеси летучих компонентов. Исходная смесь перед подачей в колонну нагревается до температуры кипения: 1 - насыщенным водяным паром из ТЭЦ; 2 - в двух теплообменниках: в первом - дистиллятом, во втором - насыщенным водяным паром из ТЭЦ; 3 - конденсатом водяного пара, выходящим из кипятильника колонны (при необходимости догревается водяным паром из ТЭЦ); 4 - кубовым остатком (при необходимости догревается водяным паром из ТЭЦ). В установке предусмотреть (рассчитать и подобрать по каталогу) насос для подачи исходной смеси, необходимое теплообменное и другое оборудование.
4.1. Разделы пояснительной записки: Расчет пластинчатого теплообменника. Расчет гидравлического сопротивления теплообменника. Поверочный расчет пластинчатого теплообменника. Расчет диаметров штуцеров. Расчет насосной установки.
4.2. Перечень графического материала: Технологическая схема (1 лист).
Чертеж ректификационной установки непрерывного действия (1 лист).
5. Основная рекомендуемая литература: Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии: Учебник для техникумов.Л-1991.; Ю.И. Дытнерский. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию.,М.-1991.; А.Г. Касаткин. Основные процессы и аппараты химической технологии.,М.-1971.
6. Дата выдачи задания 2012г
Зав. кафедрой ______________________________
(подпись, дата)
Руководитель ______________________________
Содержание
Задание
Введение
1.Описание технологической схемы……………………………………………6
2.Расчет основного аппарата…………………………………………………….7
2.1. Материальный баланс
колонны и определение рабочего флегмового
числа…………………………………………………………………
2.2 Определение молярных
концентраций исходной смеси,
дистиллята и кубового остатка……………………………………………………………
2.3 Построение равновесной кривой и изобары температур кипения
и конденсации ………………………………………………
2.4 Определение минимального флегмового числа……………………………8
2.5 Определение рабочего флегмового числа…………………………………. 9
2.6 Средние массовые расходы………………………………………………...10
2.7. Расчет скорости пара и диаметра колонны……………………………….11
2.8. Определение высоты светлого слоя жидкости на тарелке и паросодержания барботажного слоя…………………………………………..13
2.9. Расчет коэффициентов в массопередачи и высоты колонны…………..14
3. Расчет гидравлического сопрот
4. Расчет дополнительного оборудования…………………………………….23
4.1. Расчёт кожухотрубчатого
4.2. Расчёт кожухотрубчатого испарителя…………………………………….24
4.3. Расчёт холодильника
кубовой жидкости………………………………….
4.4. Расчёт холодильника дистиллята
4.5. Расчёт кожухотрубчатого подогр
4.6. Расчёт ёмкости для исходной смеси и продуктов разделения…………..32
4.7.Выбор трубопровода………………………………………………
4.8. Расчёт и выбор
насоса……………………………………………………....
5.Прочностной расчет…………………………
5.1.Выбор конструкционных материалов……………………………………...37
5.2.Расчет аппарата на ветровую нагрузку…………………………………….38
5.3. Расчёт опор аппарата…………………………………………………………
6. Расчет проходного диаметра
штуцеров колонны и выбор
7. Тепловой баланс процесса
Заключение……………………………………………………
Список литературы…………………………………
Приложение 1
Приложение 2
Приложение 3
Приложение 4
В нефтехимической
В химической технологии применяются, в основном, следующие процессы массопередачи: абсорбция, экстракция, адсорбция, сушка, кристаллизация, выпаривание, и ректификация рассмотренная в данном курсовом проекте.
В нефтепереработке процесс ректификации распространен очень широко. Он применяется не только при первичной переработке нефти, но и практически во всех вторичных процессах нефтепереработки для разделения продуктов реакции (термическом и каталитическом крекинге, коксовании, каталитическом риформинге, алкилировании, гидрокрекинге и др.). в химической промышленности получение окиси этилена, акрилонитрила, капролактама, алкилхлорсиланов. Ректификация широко используется и в других отраслях народного хозяйства: цветной металлургии, коксохимической, лесохимической, пищевой, химико-фармацевтической промышленностях. Ректификация – это диффузионный процесс разделения жидкостей, отличающихся по температурам кипения, путем противоточного многократного контактирования паров и жидкости в ректификационных колоннах. Контакт пара с жидкостью в колоннах осуществляется на специальных внутренних устройствах (тарелках или насадках). Назначение внутренних устройств состоит в повышении поверхности контакта между жидкостью, стекающей вниз по колонне, и паром, поднимающимся вверх.
В зависимости от температур кипения разделяемых жидкостей ректификацию проводят под различным давлением: атмосферным (т. кип. 30-150 °С), выше атмосферного (при разделении жидкостей с низкими т-рами кипения, напр. сжиженных газов), в вакууме (при разделении высококипящих жидкостей для снижения их температур кипения).
Ректификацию можно осуществлять непрерывно или периодически. Для непрерывной ректификации применяют колонны, состоящие из двух ступеней: верхней - укрепляющей (в ней пар укрепляется, т.е. обогащается ) и нижней - исчерпывающей (где происходит исчерпывание жидкой смеси, т. е. извлечение и обогащение жидкости). При периодической ректификации в колонне производится только укрепление пара. Различают ректификацию бинарных (двухкомпонентных) и многокомпонентных смесей.
В процессе ректификации нефти (атмосферной перегонки) получают углеводородный газ, бензин (конец кипения 180 оС), керосин (фракция 180 – 240 оС), дизельное топливо (фракция 240–350 оС) и мазут. Из дистиллятов вырабатывают светлые нефтепродукты (авиационные и автомобильные бензины, керосин, реактивное и дизельное топливо, бензин-растворитель).
Для всех перечисленных продуктов имеются стандарты, нормирующие фракционный состав и ряд физических и эксплуатационных свойств. Остаток после отбора светлых дистиллятов называется мазутом, ректификация которого под вакуумом позволяет получать темные дистилляты – масла.
При ректификации сероуглерода - четыреххлористого углерода
основная задача - из 40%-го СС получить СР с концентрацией в нем ЭС не менее 96% при минимальным содержании посторонних примесей. Для этого процесс ректификации СС проводят за один раз на специальном ректификационном оборудовании. Это оборудование позволяет разделять исходную смесь на отдельные азеотропные фракции, отличающиеся температурами кипения. Одной из таких фракций является пищевой стирол-ректификат.
В данном курсовом проекте будут рассмотрены и проведены массообменные, тепловые, гидравлические расчеты для ректификации смеси сероуглерод – четыреххлористый углерод производительностью 6 кг/ч, а также подбор вспомогательного оборудования (емкости, насосы, теплообменные аппараты).
Описание технологической схемы
Разработанная ректификационная установка непрерывного действия для разделения исходной смеси сероуглерод - четыреххлористый углерод.
Исходная смесь поступает со склада в емкость «Е-1» откуда насосом «Н-1» подается в ректификационную колону «КР-1» на 15 тарелку. Кубовый остаток из колонны «КР-1» делятся на 2 потока: первый идет на охлаждения водой в холодильнике «ХЛ-1» и далее в промежуточную емкость «Е-2»; второй идет для нагревания жидкости до температуры кипения (67-80 С), нагрев осуществляет кипятильник «КП-1», горячим паром. Кипящая жидкость из кипятильника «КП-1» поддается в колону «КР-1». Где более летучий компонент в виде пара поднимается по колонне орошаясь жидкостью исходной смеси и флегмы, обогащенный пар через верхний штуцер выводиться из колонны «КР-1», и поддается в дефлегматор «ДФ-1». Где конденсируется водой до температуры парообразования летучего компонента, и разделяться на 2 потока пар - дистиллят и жидкость - флегма, жидкость идет, на орошения колоны «КР-1». Дистиллят из дефлегматора «ДФ-1» поддается на полное охлаждения водой в конденсатор «КН-1» и далее в промежуточную емкость «Е-3».
Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят с высоким содержанием легколетучего компонента и кубовой остаток, обогащенный труднолетучим компонентом.
2.Расчет тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия
2.1. Материальный баланс колонны и определение рабочего флегмового числа
Производительность колонны по дистилляту Р и кубовому остатку W определяем из уравнений материального баланса колонны:
по всему продукту :
F = P + W ;
по легколетучему компоненту:
F
Откуда находим:
где:W - расход кубовой жидкости, кг/с;
F -производительность по исходной смеси, кг/с;
xF- в исходной смеси, хР - в дистилляте, % (мол.)- содержание легколетучего компонента.
2.2 Определение молярных концентраций исходной смеси, дистиллята и кубового остатка
Составы фаз из массовых в мольные доли по соотношению:
где Mб и Мт — молекулярные массы соответственно сероуглерода(СУ) и четырёххлористого углерода(ЧУ), кг/кмоль.
Получим:
кмоль/кмоль смеси;
кмоль/кмоль смеси;
кмоль/кмоль смеси;
2.3 Построение равновесной кривой и изобары температур кипения
и конденсации (рис. 1).см в приложения
Данные по равновесию приведены в таблице [4]:
Таблица 1.
Х % |
0.00 |
2.96 |
6.15 |
11.06 |
14.35 |
25.85 |
39.08 |
53.18 |
66.30 |
75.74 |
86.04 |
100 |
У % |
0.00 |
8.23 |
15.55 |
26.6 |
33.25 |
49.50 |
63.40 |
74.70 |
82.60 |
87.80 |
93.20 |
100 |
T0 C |
76.7 |
74.9 |
73.1 |
70.3 |
68.6 |
63.8 |
59.3 |
55.3 |
52.3 |
50.4 |
48.5 |
46.3 |
2.4 Определение минимального флегмового числа (рис.2)
Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются определением рабочего флегмового числа R; его оптимальное значение Rопт можно найти путем технико-экономического расчета. Ввиду отсутствия надежной методики оценки R опт используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициента избытка флегмы (орошения) β, равного отношению R/Rmin, где минимальное флегмовое число:
где: хF и хP —мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси;
y*F — концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.
Обычно коэффициент
избытка флегмы, при котором достигается оптима
На диаграмме проводим прямую линию из точки Xp через Xf до пересечения с осью ординат. Полученный отрезок β=0,5
Тогда минимальное флегмовое число равно:
2.5 Определение рабочего флегмового числа
Задавшись различными коэффициентами избытка флегмы β . Определим соответствующие флегмовые числа. Графически построение ступеней изменения концентрации между рабочей и равновесной лини на диаграмме состава пара – y и состава жидкости – x (рисунок 2) находим N [1]. Равновесные данные для различных систем приведены в справочнике [4]. Результаты расчетов рабочих флегмового числа представленные на (рис. 1) и переведены в таблице 2.
Таблица 2.
R |
1.0 |
1.1 |
1.25 |
1.35 |
1.4 |
1.56 |
1.65 |
1.75 |
β |
0.5 |
0.48 |
0.46 |
0.44 |
0.42 |
0.40 |
0.38 |
0.36 |
N |
∞ |
15 |
12 |
12 |
11 |
9 |
9 |
8 |
N(R+1) |
∞ |
31.5 |
26.4 |
27.6 |
26.4 |
22.5 |
23.4 |
21.6 |
Отрезки В откладываем на диаграмме Y-X. Соединяем верхние точки отрезков В на диаграмме с точкой 2 и получаем ряд рабочих линий верхней части колонны. Соединяя точки 3 пересечения рабочих линий верхней части колонны с линией Xf с точкой 1, получим ряд рабочих линий нижней части колонны. Для каждого выбранного флегмового числа и значений X в пределах заданных концентраций жидкости от Xw=0.012 до Xp=0.947 по диаграмме находим движущие силы процесса 1/(Х-Х*), как величины отрезков по горизонтали между кривой равновесия и соответствующими линиями рабочих концентраций и вычисляем величины. Результаты приведены в таблице:
Таблица 3.
X |
R = 1.8 |
R = 1.9 |
R = 2.0 |
R = 2.1 |
R = 2.2 |
R = 2.3 |
R = 2.4 |
R = 2.6 |
0.012 |
151.63 |
151.63 |
151.63 |
151.63 |
151.63 |
151.63 |
151.63 |
151.63 |
0.1 |
36.49 |
35.27 |
34.22 |
33.24 |
32.39 |
31.67 |
30.98 |
29.89 |
0.2 |
27.15 |
25.47 |
24.1 |
22.88 |
21.87 |
21.05 |
20.28 |
19.13 |
0.3 |
38.88 |
32.91 |
28.88 |
25.76 |
23.47 |
21.74 |
20.26 |
18.21 |
0.367 |
533.62 |
114.92 |
67.19 |
47.63 |
37.75 |
31.86 |
27.6 |
22.61 |
0.4 |
66.59 |
46.04 |
35.98 |
29.59 |
25.51 |
22.75 |
20.5 |
17.66 |
0.5 |
20.03 |
17.8 |
16.17 |
14.83 |
13.79 |
12.99 |
12.26 |
11.26 |
0.6 |
13.14 |
12.24 |
11.28 |
10.88 |
10.37 |
9.95 |
9.56 |
8.99 |
0.7 |
10.98 |
10.43 |
9.98 |
9.56 |
9.22 |
8.93 |
8.66 |
8.25 |
0.8 |
10.93 |
10.51 |
10.16 |
9.84 |
9.56 |
9.32 |
9.1 |
8.75 |
0.9 |
13.86 |
13.51 |
13.21 |
12.92 |
12.67 |
12.45 |
12.24 |
11.9 |
0.974 |
24.81 |
24.81 |
24.81 |
24.81 |
24.81 |
24.81 |
24.81 |
24.81 |
Для каждого значения R методом графического интегрирования находим число единиц переноса (рис.3,4,5,6 и таблица 3).
Минимальное произведение N (R + 1) соответствует флегмовому числу R=1,9. При этом коэффициент избытка флегмы β = 1.09/1.9=1,74. На диаграмме (1) изображены рабочие линии и ступени изменения концентраций для верхней (укрепляющей), и нижней (исчерпывающей) частей колонны в соответствии с найденным значением R.
Уравнения рабочих линий:
а)верхней части колонны
Y=
b)нижней части колонны
Y=
2.6 Средние массовые расходы
2.6.1 Средние массовые расходы по жидкости верхней и нижней части колонны
Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней и нижней частей колонны определяются из соотношений:
где: МР и МF — мольные массы дистиллята и исходной смеси;
МВ и МН — средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны.
Мольную массу дистиллята в данном случае можно принять равной мольной массе легколетучего компонента - сероуглерод.
Средние мольные массы жидкости верхней и нижней частях колоны соответственно равны:
где: - мольные массы сероуглерода и четыреххлористого углерода;
- средний мольный состав жидкости верхней и нижней части колоны;
кмоль/кмоль смеси;
кмоль/кмоль смеси;
Тогда мольные массы верхней и нижней части колоны:
МВ = 76·0,706 + 154 (1 — 0,706) = 99 кг/кмоль;
МН = 76·0,262 + 154 (1 — 0,262) = 133,6 кг/кмоль.
Мольная масса исходной смеси равна:
MF = 76·0,465 + 154 (1 — 0,465) = 117,73 кг/кмоль.
Подставив полученные величины в уравнения (1) и (2), получим:
LВ = 0,86·1,9·99/76= 2,13 кг/с;
LH= 0,86·1,9·113,6/76 + 6·113,6/117,73 = 5,12 кг/с.
2.6.2 Средние массовые потоки пара верхней и нижней частях колоны
Средние массовые потоки пара в верхней GB и нижней GH частях колонны соответственно равны:
;
. (3)
Здесь М'В и М'Н -средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны:
М'В = Mб ·yСР.В +МТ(1- yСР.В);
М'Н = Mб
·yСР.Н +МТ(1- yСР.Н),
где
Тогда
М'В = 76·0,84 + 154(1 - 0,84) = 88,48 кг/кмоль;
М'Н = 76·0,42 + 154(1 - 0,42) = 121,24 кг/кмоль.
Подставив
численные значения в
2.7. Расчет скорости пара и диаметра колонны
Для дальнейшего расчета необходимо выбрать характеристики типа тарелки и рассчитать скорости потоков в ректификационной колонне. При выборе характеристик тарелки для проведения массообменных процессов руководствуются следующими соображениями:
во-первых, конкретными условиями проведения процесса — нагрузками
по газу и жидкости, различиями в физических свойствах систем, наличием в потоках механических примесей, поверхностью контакта фаз в единице объема аппарата.
во-вторых, требованиями к технологическому процессу, широкий интервал изменения устойчивости работы.
Большое разнообразие тарельчатых
контактных устройств затрудняет выбор
оптимальной конструкции
Средняя скорость пара для колпачковых тарелок верхней и нижней части колоны:
м/с;
rх = 1428.5 кг/м3 – средняя плотность жидкости по колонне;
rу = 3.262 кг/м3 – средняя плотность пара по колонне;
dк = 100 мм – диаметр колпачка;
Н = 600 мм – принятое расстояние между тарелками;
Принимаем средний массовый поток пара в колоне G:
кг/с;
2.7.1 Диаметр ректификационной колонны
м
По каталогу ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШа,
1991г., «Ректификационные и
Свободное сечение колоны Fc |
м2 |
3.14 |
Рабочие сечение тарелки Sт |
м2 |
1.14 |
Относительное свободное сечение тарелки |
% |
11,1 |
Диаметр отверстия dо |
мм |
4 |
Шаг между отверстиями t |
мм |
8 |
Сечение перелива Sп |
м2 |
0.06 |
Относительная площадь перелива |
% |
12,2 |
Периметр слива Lсл |
м |
0.980 |
Масса |
кг |
179,3 |
2.7.2 Скорость пара в рабочем сечение тарелки
Скорость пара в рабочем сечение тарелки:
м/с
2.8. Определение высоты светлого слоя жидкости на тарелке и паросодержания барботажного слоя
Высоту светлого слоя жидкости h0 для колпачковых тарелок находят по уравнению:
,
где q = L / ρxb — удельный расход жидкости на 1 м ширины переливной перегородки, м2/с;
b — ширина переливной перегородки, м;
hП — высота переливной перегородки, м;
σx , σВ -поверхностное натяжение жидкости и воды соответственно при средней температуре в колонне;
μх— в мПа·с;
т = 0,05 — 4,6
hПЕР = 0,05-4,6·0,04= -0,0144.
Для верхней части колонны:
Для нижней части колонны:
Паросодержание барботажного слоя ε находят по формуле:
где .
Для верхней части колонны:
Для нижней части колонны:
