Расчет и проектирование ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарной смеси бутан-изобутан

Министерство  образования и науки РФ.

Федеральное государственное бюджетное образовательное  учреждение высшего профессионального  образования «Тюменский государственный  нефтегазовый университет»

Филиал  «Тобольский индустриальный институт»

 

 

 

 

Кафедра ХиХТ

 

 

 

 

 

 

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

К КУРСОВОМУ  ПРОЕКТУ

По  дисциплине: «Процессы и аппараты химической технологии».

на  тему: «Расчет и проектирование ректификационной установки непрерывного действия для  разделения бинарной смеси  бутан-изобутан».

 

 

 

 

 

 

 

 

Выполнил: ст. гр. МХП-09

            Мунарев Д.О.

Проверил: Казакова Т. М.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Тобольск 2012г.

Содержание

Введение 4

I. Технологический расчет 6

1.1.Исходные данные 6

1.2. Материальный баланс 7

1.2. Определение температуры в колонне 10

1.3. Построение диаграммы фазового равновесия в координатах y-x 11

1.4. Определение числа теоретических тарелок 13

1.5. Определение расхода пара и флегмы в колонне 15

II. Тепловой расчет 18

III. Гидравлический расчет 19

3.1 Внутренние материальные потоки 19

3.2. Определение диаметра колонны 22

3.3. Конструкция тарелок. Расчет гидравлического сопротивления тарелок 24

3.4. Гидравлический расчёт сопротивления тарелок. 29

3.4. Определение числа действительных тарелок и высоты колонны 31

3.5. Определение давления в колоне 33

IV. Конструктивный расчет 34

4.1. Толщина обечайки 34

4.2.Толщина днища 34

V. Определение диаметра штуцеров. 35

VI. Определение толщины тепловой изоляции 38

VII. Определение площади поверхности кипятильника и дефлегматора 40

VIII. Выбор КИП и узлов автоматики 42

Список используемой литературы 45

Приложение 47

 

 

Введение

В химической, нефтехимической, фармацевтической, пищевой и других отраслях промышленности часто возникает  необходимость разделить смеси  двух или большего числа компонентов на отдельные составляющие. Наиболее характерным примером является разделение нефтепродуктов на отдельные фракции, обладающие различными летучестями.

Процесс разделения основан  на том, что все жидкости, составляющие смеси, имеют разные летучести или, иначе говоря, - разные температуры  кипения при одинаковом внешнем  давлении. Следствием такого свойства жидкостей является различное количество паров компонентов над жидкой смесью. Пары над смесью оказываются  обогащенными парами более летучих  компонентов. Если смесь таких паров  отделить от жидкой фазы и полностью  сконденсировать, то состав полученного  конденсата будет таким же, что  и состав паров. Следовательно, новая  жидкая смесь окажется в большей  степени обогащенной относительно более летучим компонентом по сравнению с исходной жидкой смесью.

Для этого широко применяют  ректификацию, которая осуществляется в аппаратах, называемых ректификационными  колоннами. Они бывают с непрерывным  контактом фаз - насадочные колонны, и со ступенчатым контактом фаз - аппараты тарельчатого типа (с колпачковыми, ситчатыми, клапанными, s-образными и решетчатыми тарелками).

В тарельчатой колонне  жидкая и газовая фазы контактируют только на тарелках, где газ барботирует через слой жидкости. Жидкость перетекает с верхней тарелки на нижнюю по вертикальным перетокам, а газовая фаза проходит снизу вверх через отверстия тарелок и всплывает в слоях жидкости в виде многочисленных пузырьков. Поверхностью контакта фаз является суммарная поверхность всех газовых пузырьков, в слоях жидкости на тарелках.

Подлежащая разделению бинарная смесь начального состава  вводится на некоторую промежуточную  по высоте колонны тарелку. Смесь  подается при температуре ее кипения (или близкой к ней). В кубе-испарителе из кипящей в нем кубовой жидкости непрерывно образуется пар. Чтобы поддержать энергоемкий процесс парообразования, в куб необходимо подавать греющий  водяной пар, при конденсации  которого выделяется необходимая теплота. Образующиеся в кубе-испарителе пары движутся вверх, вступают в контакт  с более холодной жидкой фазой, в результате чего обогащаются более летучим компонентом. При этом жидкость обедняется им. Пройдя весь путь пар поступает в дефлегматор, где конденсируется, делится на два потока (флегму и дистиллят). Флегма возвращается в колонну, чтобы паровому потоку было из чего извлекать летучий компонент, обедняется более летучим компонентом и приходит в куб-испаритель. Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный процесс разделения подаваемой в колонну исходной смеси на дистиллят и кубовый остаток. Основные достоинства тарельчатых колонн - способность работать при больших нагрузках по жидкости; на потоках жидкости и пара, содержащих механические примеси; на агрессивных потоках. Эти колоны просты по монтажу и изготовлению, долговечны.

 

I. Технологический расчет

1.1.Исходные данные

Задачей данного курсового проекта, является расчет ректификационной установки для разделения бинарной смеси бутан-изобутан, используя в качестве контактирующего устройства колпачковые тарелки.

Данные по компонентам разделяемой  смеси [(5), стр.247-255].

Низкокипящий компонент (НКК) – изобутан, температура кипения = -11,73, молярная масса = 58,12 г/моль.

Высококипящий компонент (ВКК) – бутан, температура кипения = -0,5, молярная масса = 58,12 г/моль.

Рис.1. Схема ректификационной установки: 1-колонна, 2-дефлегматор (конденсатор-холодильник), 3-делитель флегмы, 4-кипятильник

 

1.2. Материальный баланс

Массовый расход получаемых дистиллята _{кубового остатка определяются из уравнения материального баланса колонны по} потокам и низкокипящему компоненту:

_{= +}

 

 

₌ 8400 (кг/ч)

 

Проверка: _{= + =} 9600 + 8400 = 18000 (кг/ч)

Находим массовый расход изобутана и бутана в дистилляте и кубовом остатке по формулам (3),(4),(5)[2]

 

 

 

₍кг/ч)

₍кг/ч)

₍кг/ч)

₍кг/ч)

₍кг/ч)

₍кг/ч)

Проверка:

 

Находим мольные расходы бутана и изобутана в продуктах разделения смеси _{по формулам (7), (8), (9)[2]:}

₌

₌

₌

Где i – компонент смеси; _маса i-того компонента смеси:

₌ (кмоль/ч)

_{= (кмоль/ч)}

_{= (кмоль/ч)}

_{= (кмоль/ч)}

_{= (кмоль/ч)}

₌ (кмоль/ч)

Проверка: _{= (кмоль/ч)}

₌ (кмоль/ч)

Находим мольный состав получаемых дистиллята _{и кубового остатка по формулам (10), (11), (12) [}2]:

_{=;                     =;                     =}

 

 

 

 

 

 

Проверка: ₌ =

0,47 + 0,53 = 1;                0,95 + 0,05 = 1;                0,05 + 0,95 = 1

 

Материальный баланс колонны представлен  в таблице 1.

Таблица 1

Компоненты	Молярная масса, М, кг/кмоль	Сырье,				Дистиллят,				Кубовый остаток,
		Массовый расход,   , кг/ч	Массовая доля,	Мольный расход, , кмоль/ч	Мольная доля,	Массовый расход,   , кг/ч	Массовая доля,	Мольный расход, , кмоль/ч	Мольная доля,	Массовый расход,   , кг/ч	Массовая доля,	Мольный расход, , кмоль/ч	Мольная доля,
Изобутан	58,12	8460	0,47	145,56	0,47	7980	0,95	137,3	0,95	480	0,05	8,26	0,05
Бутан	58,12	9540	0,53	164,14	0,53	420	0,05	7,23	0,05	9120	0,95	156,91	0,95
Сумма		18000	1,00	309,7	1,00	8400	1,00	144,23	1,00	9600	1,00	165,17	1,00

 

 

 

1.2. Определение  температуры в колонне

В верхнем продукте содержится 0,95% масс изобутана, поэтому температура кипения такой смеси будет незначительно отличатся от температуры кипения чистого изобутана, который при давлении 8,63 бар составляет 60. В этом случае для конденсации паров, поступающих с верха колонны можно использовать воду. В тоже время температура кипения смеси в кубе колонны не может значительно отличатся от температуры кипения ВКК – бутана, так как содержание в кубовом продукте составляет 95% масс., следовательно, температура в кубе будет близка к 73, температура при которой кипит бутан при давлении 8,63 бар. Для того, чтобы нагреть до такой температуры выбираем в качестве теплоносителя в кипятильнике насыщенный водяной пар.

 

 

1.3. Построение  диаграммы фазового равновесия  в координатах y-x

Для бинарных смесей, подчиняющихся  закону Рауля, диаграмму фазового равновесия в координатах y – x строят по следующему алгоритму. Температурный интервал вскипания чистого низкокипящего и чистого высококипящего компонента при заданном давлении . В этом интервале температур от до принимается ряд значений температуры. Для каждой температуры определяется давление насыщенных компонентов и рассчитывается из соотношения (20) коэффициенты распределения низкокипящего компонента. Из соотношения (21) рассчитывается мольная концентрация низкокипящего компонента в жидкости, кипящей при выбранной температуре и давлении .

 

= [(2), 20, стр. 11]

 

= [(2), 21, стр. 11]

 

Где – давление насыщенных паров низкокипящего и высококипящего компонентов[(5), стр. 247,251].

После этого из соотношения (21) определяется мольная концентрация НКК в паре , равновесным с жидкостью. Далее строится диаграмма фазового равновесия в координатах y – x.

 

= [(2), 21, стр. 11]

 

Весь расчет и полученные данные приведены в таблице 2.

По данным таблицы 2 строим диаграмму фазового равновесия в  координатах t - x,y (изобарные температурные кривые питания и конденсации паров смеси бутан-изобутан) (См. приложение, рис 1).

 

 

 

Таблица 2.

t,	, бар	, бар	, бар
60	8,63	6,39	8,63	1	1
62	9,07	6,73		0,81	0,85
65	9,74	7,25		0,55	0,62
67	10,18	7,59		0,4	0,47
70	10,84	8,1		0,19	0,24
73	11,62	8,63		0	0

 

Строим диаграмму фазового равновесия бинарной смеси в координатах  y-x (См. приложение, рис 2)

Давление вверху и внизу колонны отличаются от давления в зоне питания незначительно, поэтому по изобарным температурным кривым кипения и конденсации с достаточной точностью можно определить температуры в зоне питания , наверху и в кубе  колонны.

Для нахождения температуры  из точки с абсциссой , соответствующей мольной доле низкокипящего компонента в сырье восстанавливаем перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой кипения. Температура в зоне кипения 66. Для определения температуры в кубе колонны восстанавливаем перпендикуляр из точки с абсциссой 0,05 и находим =72. Аналогично определяем температуру верха колонны

 

 

1.4. Определение  числа теоретических тарелок

Минимальное флегмовое число рассчитаем по уравнению [(2),24, стр.12]

 

где - мольная концентрация НКК в паре, равновесном с жидкостью питания; - мольная концентрация НКК в дистилляте; - мольная концентрация НКК в сырье.

 

Для определения оптимального флегмового числа , находится минимум функции f(R) в соответствии с уравнением [(2), 26, стр. 13]:

 

где - [(2), 25, стр. 13], β — коэффициент избытка флегмы.

Для этого принимаем несколько  значений коэффициента избытка флегмы β, для каждого из них вычисляются флегмовые числа R, на диаграмму y - х наносятся рабочие линии верхней и нижней частей колонны в соответствии с их уравнениями [(2), 27,28, стр. 14]:

y = +- уравнение рабочей линии верха колонны,

y = +- уравнение рабочей линии низа колонны,

=- относительный мольный расход сырья,

-мольная концентрация  НКК в кубовой жидкости.

Если доля отгона сырья на входе в колонну равна нулю e=0, рабочие линии верхней и нижней частей колонны пересекутся в точке D, абсцисса которой равна Прямая CD всегда проходит через точку C, абсцисса .

Расчет флегмового числа показан в таблице 3.

 

 

 

Таблица 3.

β	1,1	1,5	2	2,1	2,2	2,5	3
R	6,446	8,79	11,72	12,306	12,89	15,65	17,58
	66	41	27	27	27	24	25
(R+1)	491,44	401,39	343,44	359,26	375,03	375,6	464,5

 

1. у = 0,866х + 0,128
2. у = 0,9x + 0,1
3. у = 0,92x + 0,07
4. у = 0,9x + 0,07
5. у = 0,93x + 0,068
6. y=0,94x + 0,06
7. y=0,95x + 0,051

 

Так как используется приближенный метод, то находится как минимум функции . По графику (См. приложение, рис.З) находим:

= 11,72

Определяем теоретическое  число тарелок колонны (См. приложение, рис.1). Составляем уравнения рабочей линии при (верхняя часть колонны):

у = 0,92х + 0,07

Из уравнения определяем точку В (х=0; у=0,07)

Графически  находим теоретическое число  тарелок в верхней и нижней частях колонны:

= 17, =10

Общее число тарелок: N_T = n_T + m_T = 27

 

1.5. Определение  расхода пара и флегмы в  колонне

Поток пара и флегмы в  колонне и массовые концентрации в них низкокипящего компонента показаны на рис. 2.

Рис.2.Схема потоков в зоне питания в верхней части колонны

Найдем паровой поток  G₀, вносимый в колонну сырьем по формуле [(2), 30, стр. 15]:

G₀ = G_F ∙ e

G₀ = 18000 ∙ 0 = 0 (кг/ч)

Жидкий поток g₀, вносимый в колонну сырьем найдем по уравнению [(2), 31, стр. 15]:

g₀ = G_F (1-е)

g₀ = 18000 (1-0) = 18000 (кг/ч)

Паровой поток, поступающий из зоны питания в верхнюю часть колонны составляется по уравнению [(2), 33, стр. 15]:

G = G_D(R_опт + 1)

 

G = 8400 (11,72+1) = 106848 (кг/ч)

Паровой поток G₂, поступающий в зону питания из нижней части колонны определим по уравнению [(2), 31, стр. 15]:

G₂=G-G₀

G₂ = 106848-0= 106848 (кг/ч)

В зону питания из верхней части колонны поступает поток флегмы g₂, расход которого определим по уравнению [(2), 35, стр. 15]:

g₂=R_оптG_d

g₂ = 11,728400 = 98448 (кг/ч)

В результате смешения в зоне питания потока флегмы g₂ и жидкого потока сырья g_o в нижнюю часть колонны стекает поток флегмы g по уравнению [(2), 36, стр. 16]:

 

 

Определим массовые концентрации НКК в флегме поступающей на последнюю тарелку нижней части колонны по формуле [(2), 37, стр. 16]:

_см =

Ориентировочно можно принять ,05, где - массовая концентрация НКК в жидком потоке сырья.

₌ , где = =0,47

₌ = 0,47

_{= 1,05} 0,47 = 0,494

_см = _{= 0,}49

Массовую концентрацию НКК у₂ в паровом потоке G₂, поднимающегося с последней тарелки нижней части колонны в зону питания, составляет [(2), 39, стр. 16]:

₂ =

₂ = _{= 0,}53

Массовая концентрация НКК y_cм, в паровом потоке G, покидающем зону питания определяется из уравнения [(2), 40, стр. 16]:

_см =

_см = _{= 0,}53

Проверка: при доле отгона е = 0, должны выполняться условия

>>и =

0,494> 0,49> 0,47                       0,53 = 0,53

 

 

II. Тепловой расчет

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:

 

где - удельные теплоты конденсации дистиллята

Среднее значение удельной теплоты испарения и удельной теплоёмкости найдём по правилу аддитивности:

= _{+ (1 - )}

где - удельные теплоты конденсации изобутана и бутана при t_D

= 0,95 + (1 – 0,95) = 287000 Дж/кг

= ≈8500000 Вт

Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, находим по уравнению:

= + + - +

Здесь тепловые потери приняты  в размере 3% от полезно затрачиваемой  теплоты; удельные теплоемкости взяты  соответственно при

= 61, = 72= 66;

где  – удельные теплоемкости дистиллята, кубового остатка и исходной смеси

= (8500000 + + 72 - ) = 8770000 Вт

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q = ()

Q = 2560 (61 - 40) = 125440 (Вт)

Полный расход теплоты

Q_п = = 8770000 + 125440 = 8895440 Вт

III. Гидравлический расчет

3.1 Внутренние  материальные потоки

Средние мольная и массовая концентрации изобутана во флегме в верхней части колонны:

 

 

Средние мольная  и массовая концентрации бутана во флегме в нижней части колонны:

 

 

Средние мольные концентрации бутана в паре находятся по уравнениям рабочих линий верхней и нижней частей колонны:

 

 

 

 

По  найденным значениям  и определим графически средние температуры пара в концентрационной и отгонной частях колонны по рисунку 2. (см. приложение)

 

 

Средние молярные массы пара в верхней  и нижней   частях колонны определим по правилу аддитивности:

 

 

[1], где:

 - молярная масса изобутана (НКК);

 - молярная масса бутана (ВКК);

 

 

Средние плотности пара в верхней и нижней   частях колонны:

 

 

Средние плотности  флегмы в верхней  и нижней частях колонны:

 

 

[2], где:

- плотность жидкого изобутана при ;

- плотность жидкого бутана при ;

 - плотность жидкого изобутана при ;

- плотность жидкого бутана при ;

 

 

Средние объемные расходы пара в верхней и нижней частях колонны:

 

 

Средние объемные расходы флегмы в верху и внизу колонны:

 

 

 

3.2. Определение  диаметра колонны

Расчет диаметра колонны  производится отдельно для верха  и низа колонны.

Скорость пара в рабочем  сечении для верха колонны  рассчитывается по уравнению:

 

[4], где:

- фактор вспенивания жидкости;

 – плотность жидкости;

- плотность пара;

 – коэффициент зависящий от типа и области применения тарелки, расстояния между тарелками, поверхностного натяжения жидкости.

Коэффициент находим по графику [4] учитывая соотношение:

 

 

Диаметр колонны подбирается  по величине рабочей площади рассчитываемой по формуле:

 

[4], где:

- объемный расход пара в колонне;

 

 

Аналогично  определяем скорость пара в рабочем сечении для низа колонны:

Коэффициент находим по графику [4] учитывая соотношение:

 

 

 

По  таблице 8.6 «Технические  характеристики колпачковых  тарелок» выбираем основные параметры колпачковой тарелки типа ТСК-РБ [(4), стр. 228]

• Диаметр -  D=3200 мм
• Рабочая площадь тарелки - = 7,122 м²
• Площадь прохода паров – м²
• Площадь слива – м²
• Длина пути жидкости – м
• Периметр слива – П=4,446 м
• Количество колпачков на тарелке – m = 136 шт
• Диаметр колпачка – D_к = 100 мм
• Расстояние между тарелками – H_T = 600 мм

 

 

3.3. Конструкция  тарелок. Расчет гидравлического  сопротивления тарелок

Колпачковые тарелки с капсульными колпачками до недавнего времени считали лучшими контактными устройствами для ректификационных и абсорбционных аппаратов благодаря простоте эксплуатации и универсальности.

Рис.3

 

Колпачковая тарелка (рис. 3) состоит из основания в виде диска 1, перекрывающего большую часть сечения колонны. В диске имеются круглые отверстия с установленными в них патрубками 2, над которыми крепятся колпачки 3. В нижней части колпачков делаются прорези. Тарелка имеет переливные устройства, сливную регулируемую планку 4 и иногда — затворную перегородку 5.

Тарелка работает следующим  образом. Поступающая жидкость заполняет  тарелку на высоту, определяемую сливной  перегородкой 4, при этом прорези колпачков должны быть погружены в жидкость. Пар проходит через паровые патрубки, щели колпачков и барботирует сквозь слой жидкости. Газ и жидкость взаимодействуют в перекрестном токе: жидкость движется по тарелке от переливного кармана к сливной перегородке и далее на расположенную ниже тарелку, а газ — вверх по оси колонны.

Колпачковые тарелки можно изготовлять из чугуна, меди, керамики, углеграфита, пластмасс и др.

 

Тарелки с капсульными  колпачками имеют относительно высокий  КПД (0,75—0,80) и работают в широком  диапазоне производительностей  по газу. Их можно использовать при  нестабильных нагрузках по жидкости и пару.

К недостаткам этих тарелок  следует прежде всего отнести значительные металлоемкость и трудоемкость изготовления.

 

Рис.4

Применяют два варианта крепления колпачка к тарелке. В  исполнении 2 положение колпачка можно регулировать по высоте, в исполнении 1 регулирование невозможно, и нижние кромки прорезей в этом случае упираются в полотно тарелки.

 

Рис.5 Расположение колпачка и сливного порога

h_пор - высота сливного порога; h_сл – высота подпора жидкости над сливным порогом; h_гб - высота глубины барботажа; h_У - высота установки колпачка; h_пр- высота открытия прорези колпачка.

В задачу дальнейших гидравлических расчётов основных параметров тарелки входит определение высоты сливного порога , подпора жидкости над сливным порогом , сопротивление тарелки .

Для верха колонны.

Величину  рассчитаем предварительно без учёта уноса жидкости по уравнению:

 

[4], где:

- действительный расход  жидкости, протекающий через переливное  устройство;

П – периметр слива;

 

 

Величину сливного порога определим по следующей формуле:

 

[4], где:

 – глубина барботажа;

 – высота установки колпачка;

 

[4], где:

P – абсолютное давление в колонне;

 

 

Высоту пены образующейся на тарелку, определим по следующему уравнению:

 

[4], где:

- коэффициенты определяемые по [4];

- поверхностное натяжение жидкости на границе с паром;

Определим поверхностное  натяжение смеси бутан-изобутан. Поверхностное натяжение изобутана и бутана при определим по [5]:

 

 

 

Величину относительного уноса жидкости определим по уравнению:

 

[4], где:

 - коэффициент определяемый по [4];

- показатель степени определяемый по [4];

- расстояние между тарелками;

 

Следовательно расстояние между тарелками принято верно.

Для низа колонны.

 

 

 

 

Поверхностное натяжение  изобутана и бутана при определим по [5]:

 

 

 

 

Следовательно расстояние между тарелками принято верно.

 

3.4. Гидравлический расчёт сопротивления тарелок.

Верхняя часть  колонны.

Общее сопротивление тарелки  рассчитывается по формуле:

 

[4], где:

 – сопротивление сухой тарелки;

 – сопротивление  слоя жидкости на тарелке;

Сопротивление сухой тарелки  определяем по формуле:

 

[4], где:

 – плотность пара  в верхней части колонны;

- коэффициент сопротивления  сухой тарелки;

 – скорость пара в отверстиях тарелки;

 

При D_к=100 мм

 

 

Сопротивление слоя жидкости на тарелке рассчитываем по упрощённой зависимости:

 

[4], где:

- величина перепада жидкости  на тарелке;

 – плотность жидкости;

 – ускорение свободного падения;

Величину перепада жидкости на тарелке можно оценить по следующей  зависимости:

 

[4], где:

- длина пути жидкости  на тарелке (по таблице 8.7 [4]);

 – эквивалентный коэффициент сопротивления перетоку жидкости по тарелке (для тарелок с капсульными колпачками)

 

 

 

 

Нижняя часть  колонны.

 

 

 

 

 

 

3.4. Определение числа действительных тарелок и высоты колонны

Для окончательного выбора колонны  определим число реальных тарелок  по формуле:

 

[4], где:

 - число ступеней изменения концентрации;

- эффективность (К.П.Д) тарелки;

К.П.Д тарелки для верхней  части колонны определяется по рисунку 8.1 [4] учитывая соотношение:

К.П.Д тарелки для верхней  части колонны:

 

 

К.П.Д тарелки для нижней части колонны:

 

 

 

Высота колонны равна [(2), 59, стр. 21]:

 

где - высота зоны питания, м;

- расстояние от днища до первой  тарелки, м;

- расстояние от крышки до последней тарелки:

H₀ - высота опоры колонны, рассчитывается в зависимости от диаметра колонны, м.

Число реальных тарелок  и расстояние между ними определяет высоту тарельчатой части колонны  и