Расчет ректификационной колонны. 10

 

Содержание

Содержание 2

Введение 4

Задание на проектирование 6

1. Материальный баланс колонны и рабочее флегмовое число 7

2. Определение объемов пара и жидкости, проходящих через колонну 9

2.1. Средний мольный состав жидкости 9

2.2. Средние мольные массы жидкости 9

2.3. Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости 9

2.5. Средний мольный состав пара 10

2.6. Средние мольные массы пара 10

2.7. Средние массовые потоки пара 10

3. Скорость пара и диаметр колонны 11

3.1. Температуры паров 11

3.2. Плотности паров в колонне 11

Средняя плотность пара в колонне: 11

3.3. Плотности жидкостей в колонне 11

3.5. Предельная скорость паров в колонне 12

3.6. Диаметр колонны 13

6. Тепловой расчет установки 15

7. Расчет дефлегматора 17

Список литературы 19

 

 

 

 

 

 

 

 

 

ОСНОВНЫЕ УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ

а — удельная поверхность, м²/м;

D — коэффициент диффузии, м²/с;

d — диаметр, м;

G_F — расход исходной смеси, кг/с;

G — расход паровой фазы, кг/с;

G_D — расход дистиллята, кг/с;

g — ускорение свободного падения, м/с²;

Н, h — высота, м;

К — коэффициент массопередачи;

L — расход жидкой разы, кг/с;

М — мольная  масса, кг/кмоль;

m — коэффициент распределения; .

N — число теоретических ступеней разделения;

п — число  единиц переноса;

R — флегмовое число;

Т, t — температура, град;

U — плотность орошения, м³(м²с)

G_W — расход кубовой жидкости, кг/с;

ω — скорость пара, м/с;

х — концентрация жидкой фазы;

у — концентрация паровой фазы;

β — коэффициент  массоотдачи;

ε — свободный  объем. м²/м³;

μ — вязкость, Па-с:

ρ — плотность,   кг/м³  ;

σ — поверхностное  натяжение, Н/м;

Re — критерий Рейнольдса;

Введение

Ректификация – массообменный  процесс, который осуществляется в  большинстве случаев в противоточных  колонных аппаратах с контактными  элементами (насадки, тарелки), аналогичными аппаратам, используемым в процессах  абсорбции. Поэтому методы подхода  к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имеют  много общего. Тем не менее ряд  особенностей процесса ректификации (различное  соотношение нагрузок по жидкости и  пару в нижней и верхней частях колонны, переменный по высоте коэффициент  распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса) осложняет его расчет.

Одна из сложностей, с  которой встречаются проектировщики, заключается в том, что в литературе отсутствуют обобщенные закономерности для расчетов кинетических коэффициентов  процесса ректификации. В наибольшей степени это относится к колоннам диаметром более 800 мм, с насадками и тарелками, широко применяемыми в химических производствах. Большинство рекомендаций сводится к использованию для расчетов ректификационных колонн кинетических зависимостей, полученных при исследовании абсорбционных процессов.

Принципиальная схема  ректификационной установки приведена  на рис.1. Исходная смесь из промежуточной  емкости 1 центробежным насосом 2 подается в теплообменник 3, где подогревается  до температуры кипения. Нагретая смесь  поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где  состав жидкости равен составу исходной смеси X_F.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся  вверх паром, образующимся при кипении  кубовой жидкости в кипятильнике 4. Начальный состав пара примерно равен  составу кубового остатка X_W, т.е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава X_P, которая получается в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выходит из дефлегматора в виде готового продукта разделения – дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7, и направляется в промежуточную емкость 8.

Из кубовой части колонны  насосом 9 непрерывно выводится кубовая  жидкость – продукт, обогащенный  труднолетучим компонентом, который  охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный  неравновесный процесс разделения исходной смеси на дистиллят с  высоким содержанием легколетучего  компонента и кубовый остаток, обогащенный  труднолетучим компонентом.

Рис. 1. Принципиальная схема  ректификационной установки

1- Промежуточная ёмкость; 2- Центробежный насос; 3- Теплообменник;

4- Кипятильник; 5- Ректификационная  колонна; 6- Дефлегматор;

7- Теплообменник; 8- Промежуточная  ёмкость; 9- Центробежный насос;

10- Теплообменник; 11- Ёмкость.

 

 

 

Задание на проектирование

Выполнить проект ректификационной установки непрерывного действия для  разделения бинарной смеси. Тип колонны  указан в задании. Колонна работает под атмосферным давлением. Исходная смесь, содержащая 40% масс низкокипящего компонента, имеет температуру 20°С и перед подачей в колонну подогревается в кожухотрубчатом теплообменнике до температуры кипения. Давление греющего пара 0,1 МПа. Расход исходной смеси 2,0 кг./с. Содержание низкокипящего компонента в дистилляте 95 % масс , в кубовом остатке 5 % масс. В дефлегматоре пары дистиллята конденсируются полностью. Продукты разделения охлаждаются в холодильниках до 30°С. Начальную температуру охлаждающей воды принять 10°С.

Выполнить подробный расчет ректификационной колонны и теплообменника, указанного в таблице исходных данных.

Представить технологическую  схему установки и выполнить  чертеж ректификационной колонны 

Исходная смесь - сероуглерод‐тетрахлорид углерода

Т_кип (CS₂) = 46 ⁰С   Т_кип (СCl₄) = 76 ⁰С

 

Равновесный состав жидкости (Х) и пара (Y) и температуры кипения (t) бинарной смеси сероуглерод‐тетрахлорид углерода.

Таблица 1.

t, 0С	X, %	Y, %
76,7	0	0
73,7	5	13,2
71	10	24
66	20	42,3
62,3	30	54,4
59	40	64,5
56,1	50	72,6
53,7	60	79,1
51,6	70	84,8
49,6	80	90,1
47,9	90	95
46,3	100	100

 

1. Материальный  баланс колонны и рабочее флегмовое  число

Производительность колонны  по дистилляту Р и кубовому остатку  W определим из уравнений материального баланса колонны:

;  G .  (1.1)

Отсюда находим:

 кг/с,

 

Для дальнейших расчетов пересчитаем  составы фаз питания, дистиллята и кубового остатка из массовых долей  в мольные по соотношению:

,  (1.2)

где М_нк(CS₂) и М_вк(СCl₄) — молекулярные массы соответственно низкокипящего и высококипящего компонентов. М_нк = 76 кг/кмоль; М_вк = 154 кг/кмоль.

Получим:   0,600 кмоль/кмоль смеси,

0,974 кмоль/кмоль смеси,

0,093 кмоль/кмоль смеси.

Построим диаграмму равновесия между паром и жидкостью в  координатах у-х (состав пара – состав жидкости). По диаграмме определим  – концентрацию легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью. Равновесные данные взяты из методического указания [8].

Приложение 1

Из диаграммы получим   0,645 кмоль/кмоль смеси.

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R; его оптимальное значение R_опт можно найти путем технико-экономического расчета. Ввиду отсутствия надежной методики оценки R_опт используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициента избытка флегмы (орошения): b = R/R_min , где R_min — минимальное флегмовое число:

  (1.3)

При этом коэффициент  избытка флегмы будет равен:

Уравнение рабочей  линии верхней части колонны:

,

где — отрезок на оси У.

Y = 0,657 ∙ X + 0,325

Уравнение рабочей  линии нижней части колонны:

,

где — отрезок на оси У.

Y = 1,54 ∙ X – 0,026

 

 

 

 

2. Определение  объемов пара и жидкости, проходящих  через колонну

2.1. Средний мольный состав  жидкости

а) в верхней части колонны

кмоль/кмоль смеси (2.1)

б) в нижней части колонны

кмоль/кмоль смеси (2.2)

2.2. Средние мольные массы  жидкости

а) в верхней части колонны

кг/кмоль  (2.3)

б) в нижней части колонны

кг/кмоль  (2.4)

Мольная масса исходной смеси

 кг/кмоль  (2.5)

Мольная масса дистиллята

 кг/кмоль  (2.6)

Мольная масса кубового остатка

 кг/кмоль (2.7)

2.3. Средние массовые  расходы (нагрузки) по жидкости

а) в верхней части колонны

  кг/с (2.8)

б) в нижней части колонны

  кг/с (2.9)

2.5. Средний мольный состав  пара

 

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:

а) в верхней части колонны

  кмоль/кмоль смеси (2.10)

б) в нижней части колонны

  кмоль/кмоль смеси (2.11)

2.6. Средние мольные массы  пара

а) в верхней части колонны

 кг/ кмоль (2.12)

б) в нижней части колонны

 кг/ кмоль (2.13)

2.7. Средние массовые  потоки пара

 

а) в верхней части колонны

  кг/с (2.14)

б) в нижней части колонны

  кг/с (2.15)

 

 

 

3. Скорость пара и диаметр колонны

3.1. Температуры паров

 

Средние температуры паров  определим по диаграмме t – х,у.

 

Температура кипения исходной смеси   66 ⁰С

Температура кипения дистиллята             

Температура кипения кубового остатка   77 ⁰С

а) Средняя температура  пара в верхней части колонны

при       ⁰С

б) Средняя температура  пара в нижней части колонны

при   ⁰С

3.2. Плотности паров в  колонне

 

а) в верхней части колонны

 кг/м³ (3.1)

б) в нижней части колонны

  кг/м³ (3.2)

Средняя плотность  пара в колонне:

 кг/м³    (3.3)

3.3. Плотности жидкостей  в колонне

 

Плотности жидких сероуглерода и четыреххлористого углерода отличаются. Температура кипения дистиллята при 0,9 равняется ⁰С, температура кипения кубового остатка при равняется 106,4 ⁰С.

Т,°С		0	20	40	60	80	100	120
ρ, кг/м3	Сероуглерод	1223	1263	1233	1200	1165	1125	1082
	Четыреххлористый углерод	1633	1594	1556	1517	1471	1434	1390
μ,10-3 Нс/м2	Сероуглерод	0,433	0,366	0,29	0,25	0,21	0,19	0,17
	Четыреххлористый углерод	1,35	0,97	0,74	0,59	0,472	0,387	0,323

 

Интерполяцией значений определяем:

Плотность жидкого бензола  при  47 ⁰С   1215 кг/м³  

Плотность жидкого толуола  при  77 ⁰С   1471 кг/м³

Принимаем среднюю плотность  жидкости в колонне:

  кг/м³  (3.4)

3.5. Предельная скорость  паров в колонне

 

Определим скорость пара в  колонне по уравнению:

   (3.5)

где с – коэффициент, зависящий  от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости;

плотности жидкости и пара, кг/м³.

По данным каталога-справочника  «Колонные аппараты» принимаем  расстояние между тарелками h=0,4 м. Для ситчатых тарелок по графику находим с = 0,057.

3.6. Диаметр колонны

 

Объемный расход проходящего  через колонну пара при средней  температуре в колонне  . Имеем:

где М_D – мольная масса дистиллята, G_D - расход дистиллята.

Диаметр колонны:

По каталогу-справочнику  «Колонные аппараты» выбираем D =800мм [1, стр 197].

 Тогда Действительная  скорость пара в колонне   будет:

 

 

 

5. Определение  числа тарелок и высоты колонны

Построим рабочие линии  и ступени изменения концентраций для верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) частей колонны (рис.4) и находим число ступеней изменения  концентрации n_т. В верхней части колонны n^’_т 6, в нижней части n^’’_т 5, всего 11ступеней.

Число тарелок:     Для определения среднего к.п.д. тарелок η находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов α = Рc/Р_ч и коэффициент динамической вязкости исходной смеси μ при средней температуре в колонне, равной 60^оС.

Р_с = 1350мм рт. ст.

Р_ч = 500 мм рт. ст.

µ_с = 0,25 сП = 0,25∙10^-3 Па∙с

µ_ч = 0,59 сП = 0,59∙10^-3 Па∙с

 

Принимаем динамический коэффициент  вязкости исходной смеси 

μ =  0,4 сП = 0,4∙10^-3 Па∙с

Тогда: α = 1350/500 = 2,7

αμ = 2,7∙0,4 = 1,08

По графику [9, Рис.7.4] зависимости  η – αμ находим η = 0,47

Длина пути жидкости на тарелке l_ж=0,93 (по тех. хар-ке выбранной тарелки)

По графику находится  значение поправки на длину пути ∆=0

Средний КПД тарелок определяется по уравнению:

 

Число тарелок:

в верхней части колонны: 

в нижней части колонны:  

Общее число тарелок n = 24.

высота тарельчатой части  колонны:  Н_Т = (n – 1) ∙ h = (24 – 1) ∙0,4 +3м = 12,2 м

 где h – расстояние между тарелками.

6. Тепловой расчет  установки

Расход тепла, отдаваемого  охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе:

Q_D = G_D (1 + R)∙r_D

Здесь:  ,

где r_c и r_ч – удельные теплоты конденсации сероуглерода и четыреххлористого углерода.

r_D = 0,9∙ 201,9+ (1 – 0,9) ∙344,4 = 216,14к Дж/кг

Расход тепла, получаемого  в кубе-испарителе от греющего пара:

Q_к = Q_D +G_DР∙c_D∙t_D + G_W∙c_W∙t_W – G_F∙c_F∙t_F + Q_пот 

Тепловые потери Q_пот принимаем в размере 3% от полезно затрачиваемого тепла; удельные теплоемкости взяты соответственно:

C_D =0,21 * 4190 ккал/кг * ^oC    при t_Р = 48^oC;

c_W = 0,25 * 4190 ккал/кг * ^oC    при t_W = 76^oC;

c_F = 0,24 * 4190 ккал/кг * ^oC    при t_F = 67^oC.

Температура кипения исходной  смеси t_F =89,4^оС определена по рисунку 2.

 

Расход тепла в паровом подогревателе исходной смеси:

Q = 1,05G_Fc_F(t_F – t_нач ),

Здесь тепловые потери приняты  в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси 

с_F = 0,24*4190 = 1005,6 Дж/кг∙К взята при средней температуре .

 Вт

Расход тепла, отдаваемого  охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q = G_D∙c_D∙(t_D – t_кон),

где с_D = 879,9 Дж/кг∙К – удельная теплоемкость дистиллята при средней температуре С.

 Вт

Расход тепла, отдаваемого  охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

Q = W∙c_W(t_W – t_кон),

где удельная теплоемкость кубового остатка с_W = 1916 Дж/кг∙К взята при средней температуре .

 Вт

Расход  греющего пара, имеющего давление р_абс = 4 атм и влажность 5%:

а) в кубе-испарителе

, кг/с

где r_r,n = 2141∙10³ Дж/кг – удельная теплота конденсации греющего пара.

б) в подогревателе исходной смеси

Всего 0,033 * 10^-3 + 0,0135*10-³ = 0,0465* 10^-3 кг/с или 0,167т/ч

 

Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20^оС:

а) в дефлегматоре

б) в водяном холодильнике дистилята

в) в водяном холодильнике кубового остатка

Всего 0,34 м³/с, или 0,00124 м³/ч

7. Расчет дефлегматора

1.Тепловая нагрузка аппарата

 

_{2 Расход  воды} 

3. Средняя разность температур

Из таблицы 2.1 [1] примем К  _ор = 600 Вт/М₂ К

F _ор=

Определим теплофизические  свойства конденсата при t_кон=66 ^ْC:

• λ =0.219Вт/(м^.К)
• μ=0,000446 мПа^.с
• ρ=757кг/м³

Определим теплофизические  свойства воды при t_ср=29 ^ْC:

• λ =0.616Вт/(м^.К)
• μ=0,00082 мПа^.с
• ρ=996кг/м³
• с=4180Дж/кгК

 

Пусть К_ор=600Вт/(м^2.К), тогда

Выбираем: стандартный двухходовый  дефлегматор 25^x2 с внутренним диаметром кожуха D=600 мм, числом труб n=56, длиной труб l=3м, проходным сечением одного хода S_т=1,0^.10^-2м, числом рядов труб n_р=8

м

Коэффициент теплоотдачи  к воде определим по уравнению 2.12 [1]

 Вт/(м^2.К),

Коэффициент теплоотдачи  от пара, конденсирующегося на пучке  вертикально расположенных труб, определим по уравнению 2.24 [1]

 Вт/(м^2.К),

 

Коэффициент теплопередачи

= 949,6

Требуемая поверхность теплопередачи

F =

Как видно из таблицы 4.12 [9]конденсатор  с длинной труб 3 м и поверхностью13 м² подходит с запасом:

Исходя из сделанных расчетов выбираем: стандартный двухходовый дефлегматор 25^x2 с внутренним диаметром кожуха D=600 мм, числом труб n=56, длиной труб l=3м, проходным сечением одного хода S_т=1,0^.10^-2м, числом рядов труб n_р=8

 

Список литературы

1. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию / под ред. Дытнерского Ю.И. — М.: Химия, 1991. - 496 с.
2. О.А. Тишин, И.С. Мокрецова Методические указания по курсовому проектированию по дисциплине «Процессы и аппараты химических производств» Волгоград, 2001. – 20с.
3. Н.И. Гальперин «Основные процессы и аппараты химической технологии» М. Химия, 1981. – 810с.
4. В.Б. Коган «Равновесия между жидкостью и паром» справочник М. Наука 1966г. 2т.
5. И.А. Иоффе «Проектирование процессов и аппаратов химической технологии» Л. Химия 1991г. –  352с.
6. И.А. Александров  «Ректификационные и абсорбционные аппараты» М. Химия 1978г. –  277с.
7. Каталог «Колонные аппараты» 1978. –  310с.
8. А.Н.Плановский, В.М.Рамм, С.З.Каган, Процессы и аппараты химической технологии, М. Госхимиздат, 1962. –  846с.
9. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Учебное пособие. Л.: Химия, 1987. – 576с.