Ирина Эланс

Автор который поможет с любыми образовательными и учебными заданиями

Ректификационная колонна (Тарельчатая)

Содержание

Введение 4

1 Физико-химические основы процесса 6

2 Физические свойства веществ, участвующих в процессе 9

3 Технологический расчет 10

4 Материальный баланс 11

4.1 Условные обозначения 11

4.2 Расчетная часть 12

5 Тепловой баланс 14

5.1 Условные обозначения 14

5.2 Расчетная часть 15

6 Конструктивный расчет.

Подбор стандартных конструктивных элементов 17

6.1 Условные обозначения 17

6.2 Расчетная часть 18

7 Перечень используемой литературы 24

Заключение 25

Введение

Ректификация (от лат. rectus — прямой и facio — делаю) — это процесс разделения бинарных или многокомпонентных смесей за счет противоточного массо- и теплообмена между паром и жидкостью. Ректификацию можно проводить периодически или непрерывно. Ректификацию проводят в башенных колонных аппаратах, снабженных контактными устройствами (тарелками или насадкой) ректификационных колоннах.

Ректификация – это диффузионный процесс разделения смеси на отдельные компоненты фракции путем многократного взаимодействия жидкости и пара, процесс является сложным процессом дистилляции. Движущей силой является разность концентрации, температур и различная летучесть. Ректификацией может быть достигнута любая заданная степень разделения жидких смесей.

Рисунок 1. Схема установки для проведения периодической ректификации:

1 – куб; 2 – колонна; 3 – дефлегматор; 4 – делитель потоков; 5 – холодильник; 6 – сборники.

В ректификационных установках используют главным образом аппараты двух типов: колонны со ступенчатым контактом фаз (тарельчатые) и непрерывным контактом (пленочные и насадочные). Тарельчатые, насадочные, а так же некоторые пленочные колонны по конструкции внутренних устройств (тарелок, насадочных тел) аналогичны абсорбционным колоннам.

Большой интерес представляют собой многоколонные ректификационные аппараты. В них можно проводить разделение с минимальным расходом теплоты, используя возможности испарения и конденсации при различных давлениях.

Рисунок 2. Схема установки для проведения непрерывной ректификации:

1 – ректификационная колонна (а – укрепляющая часть, б – исчерпывающая часть); 2 – кипятильник; 3 – дефлегматор; 4 – делитель флегмы; 5 – подогреватель исходной смеси; 6 – холодильник дистиллята (или холодильник–конденсатор); 7 – холодильник остатка (или нижнего продукта); 8,9 – сборники; 10 – насосы.

Все разнообразия аппаратов для осуществления процессов ректификации и дистилляции сводится главным образом к разнообразию контактных устройств: насадок и тарелок. В соответствии с действующими отраслевыми стандартами (ОСТ. 26-01-125-81 и ОСТ. 26-01-1448-83 и другие) для ректификационных колонн в нефтехимической и химической промышленностях рекомендуется семь типов контактных тарелок: ситчатая, ситчато-клапанная, клапанная, жалюзийно-клапанная, колпачковая, ситчатая многословная, решетчатая. Насадочные контактные устройства выполняют те же функции, что и тарельчатые устройства – увеличивают поверхность контакта между паром и жидкостью, однако имеют иное конструктивное оформление. Насадки применяются нескольких видов: кольца Рашига, кольца Паля и седла Берля. В колонном аппарате выполнено ложное днище, на котором помещены насадочные тела. Жидкость поступает из устройства, обеспечивающего ее равномерное распределение по всему сечению колонны. Стекающая жидкость смачивает насадочные тела, на поверхности которых поднимающийся пар соприкасается с жидкостью.

Чтобы насадка работала эффективно, она должна удовлетворять основным требованиям: обладать большой поверхностью в единице объема , хорошо смачивать поверхность, иметь малое гидравлическое сопротивление, быть стойкой к воздействию агрессивных сред, обладать достаточной механической прочностью и низкой себестоимостью.

1 Физико-химические основы процесса

Реальные жидкие смеси в той или иной степени отклоняются от идеальных. Смеси химически сходных веществ ведут себя как идеальные (бензол-толуол). Отклонение от закон Рауля показывают свойства идеальных примесей.

1 Для идеальных примесей;

2 С отрицательным отклонением от закона Рауля;

3 С положительным отклонением от закона Рауля;

4 С минимумом полного давления;

5 С максимум полного давления.

Первый закон Коновалова: Линия с минимум полного давления соответствует обогащению пара высококипящим компонентом.

Второй закон Коновалова: Максимуму кривой общего давления пара соответствует минимум температуры кипения и наоборот.

Азеотропные смеси - нераздельно кипящие смеси, обладающие следующими свойствами:

1 Азеотропные смеси имеют минимальную и максимальную температуру кипения и по сравнению со смесями этих компонентов другого состава;

2 Испарение азеотропной смеси, как и чистых веществ, происходит при постоянной температуре;

3 Азеотропная смесь испаряется без изменения состава. Азеотропные смеси не являются химическими соединениями, так как в этом случае отсутствуют закон постоянства состава вещества (состав азеотропной смеси зависит от давления).

Пары смеси, содержащие менее 0,448 мольных долей низкокипящего компонента, называются доазеотропными смесями и обогащены низкокипящим компонентом. Пары смеси, содержащие более 0,448 мольных с низкокипящего компонента, называются заазеотропными смесями и обогащены высококипящим компонентом.

При перегонке доазеотропных смесей в остатке остаётся высококипящий компонент. При перегонке заазеотропных смесей в остатке остаётся низкокипящий компонент. Смеси частично растворимых жидкостей. Особенностью этих жидкостей является то, что в зависимости от содержания компонентов жидкость может быть однородной или состоять из двух несмешивающихся слоев. Сущность процесса ректификации можно рассмотреть на примере разделения двухкомпонентной смеси. При ректификации исходная делится на две части: часть, обогащенную легкокипящим компонентом,- дистиллят и часть, обедненную легколетучим компонентом,- остаток. Обычно ректификационный аппарат состоит из двух частей или ступеней - верхней и нижней, каждая из которых представляет собой любым способом организованно поверхность контакта фаз между паром и жидкостью. В нижней ступени исходная, подвергаемая разделению смеси, взаимодействуют с паром, начальный состав которого, соответствующего составу исходной смеси, взаимодействует с жидкостью, начальный состав которой равен составу дистиллята; вследствие этого пар обогащается легколетучим компонентом до требуемого предела, а менее летучий компонент извлекается из паровой фазы. Пар для питания ректификационного аппарата получается многократным испарением жидкости, имеющий тот же состав, что и остаток, жидкость - многократной конденсацией пара, имеющего состава, одинаковый с составом дистиллята. Рассматривая взаимодействие пара и жидкости в ректификационном аппарате, можно сделать следующие допущения: а) Мольные теплоты испарения компонентов одинаковы, поэтому каждый килограмм- моль пара при конденсации испаряется соответственно килограмм-моль жидкости и, следовательно, мольный поток пара, движущегося в аппарате снизу вверх, одинаков при сечении аппарата; б) При конденсации пара в конденсирующем устройстве агрегата не происходит изменения состава пара, и, следовательно, состав пара, уходящего из ректификационного аппарата, равен составу дистиллята; в) При испарении жидкости в нижней части агрегата испарителя не происходит изменение его состава и, следовательно, состав пара, образующегося в испарителе, равен составу остатка. Количество дистиллята, полученного в конденсаторе, равно количеству пара, направляющемуся в это устройство. Полученный в конденсаторе дистиллят делится на две части- одна часть направляется в колонну (флегма), другая является отбираемым продуктом (дистиллят).

Пусть для получения L кмоль дистиллята необходимы испарения Д кмоль жидкости и возврат в аппарат путем конденсации для взаимодействия с паровым потоком R кмоль.

Последнюю величину назовем флегмовым числом; она представляет собой отношение количества возвращенного в колонну дистиллята (флегмы) к количеству обратного дистиллята в виде продукта.

Количества пара, полученного в нижней части ректификационного аппарата, проходящего по колонне и переходящего в конденсатор, называемый дефлегматором, равно:

или

Полученное равенство доказывает, что разделение смеси при ректификации возможно в результате взаимодействия потоков пара и жидкостей в ректификационном аппарате при кратности испарения (R+1) и кратности конденсации R.

Материальный баланс ректификации по летучему компоненту может быть

выражен общим для всех массообменных процессов равенством:

Пусть количество взаимодействующих паров G моль, а жидкости, L моль. Тогда, согласно принятым обозначениям,

G = R + 1 · G_р, L = G_рR – для верхней части ректификационного аппарата

L = R + F · G_Р – для нижней части аппарата

Уравнения материального баланса запишутся в виде:

(R + 1) · d_y = R · (-dx); (R + 1) · d_y = (R + F) · (-dx)

Для произвольного сечения верхней части аппарата получим:

R + 1 · у_p – у = R + 1· у_р – у – R · (x_p – х), или

Для произвольного сечения нижней части аппарата, где рабочие конденсации х и у, и низа, где конденсации жидкости и пара х(t) и y(t) найдем:

R + 1 · у – у_t = R + 1 · у – у_t = F + R (х – х),

или

Эти уравнения являются уравнениями линий рабочих конденсаций для верхней и нижней части ректификационного аппарата.

R + 1 · x_p – y_f = R · x_p – y_f

Откуда

2 Физические свойства веществ, участвующих в процессе

Исходные данные к расчету

Рассчитать ректификационную установку непрерывного действия для разделения F (кг/с) бинарной смеси с содержанием легколетучего компонента x_f (% мольных), содержание низкокипящего компонента в дистилляте x_p (% мольных),в кубовом остатке x_w (% мольных).

Продолжительность операции τ часов, давление в аппарате атмосферное, температурами охлаждающей воды в дефлегматоре и греющего пара обосновано задаться.

Выпишем необходимые справочные данные для веществ, учавствующих в процессе:

Таблица 2.1 – Задание по курсовому проекту

№ варианта

Аппарат, тип

F, кг/ч

Смесь

x_f , %

x_p , %

x_w , %

Колонна, тарельчатая

9600

Сероуглерод

-ацетон

Таблица 2.2 – Физические свойства веществ, участвующих в процессе

Вещества

T_кип

°С

r_исп

Дж/кг

ρ_жид

кг/м²

С_р

ρ_п

кг/м³

µ_п

Па · с

сероуглерод

11.6 · 10^-5

1263

0.996 · 10^-5

2.93

11.7 · 10⁶

ацетон

56.5

5,16 · 10^-5

792

2,3 · 10^-5

2,2

8,6 · 10⁶

3 Технологический расчет

Таблица 3.1 – равновесные составы жидкости (x) и пара (y) в мольных % и температуры кипения (t) в °С двойных смесей при 760 мм рт. ст.
x	0	5	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
y	0	19	29	46	53,3	57,5	60,5	61	68	72,2	78	100
t	56,2	51,2	48,3	43,5	41,3	40,3	39,6	39,3	39,3	39,6	40,9	46,3

По данным о равновесных составах двойных смесей составим графики

t – х – у диаграмму и х – у диаграмму, находим:

t_f = 40.2 y_f = 55

t_w= 52 y_w = 14

t_p = 40.9 y_p = 82

R_min – минимальное флегмовое значение, соответствует режиму работы колонны, когда весь получаемый конденсат идет на орошение колонны.

(3.1)

По формуле находим рабочее флегмовое число R:

R = R_min · β

R = 2 ·(1,2: 2,5) = 4 (3.2)

Точка (в), необходимая для построения графика, находится по формуле:

(3.3)

4 Материальный баланс

4.1 Условные обозначения

F – ввод исходной смеси, кг/с;

Р – выход продукционного дистиллята, кг/с;

W – выход кубовой жидкости;

Ф – выход флегмы, кг/с;

G – выход паров в верхней части колонны, кг/с;

D – расход греющего пара, кг/с;

а_f, а_р, а_w– массовые доли низкокипящего компонента в потоках;

х_f, х_р, х_w – мольные доли высококипящего компонента;

y_f, y_р, y_w – мольные доли низкокипящего компонента в парах над жидкостью:

t_f, t_р, t_w – температуры кипения в потоках, °С;

R – рабочее флегмовое число;

R_тiп – минимальное флегмовое число;

4.2 Расчетная часть

Переведем массовый расход исходной флегмы в кг/с:

(4.1)

кг/с

Переведем мольные доли низкокипящего компонента в жидкой фазе в

массовой:

В исходной смеси:

(4.2)

В кубовой жидкости:

(4.3)

В дистилляте:

(4.3)

Выход продукционной кубовой жидкости (высококипящего вещества): (4.4)

кг/с

Продукционный выход дистиллята:

(4.5)

_кг/c

Массовый расход исходной флегмы:

(4.6)

кг/с

Выход паров в верхней части колонны:

(4.7)

кг/с

5 Тепловой баланс

5.1 Условные обозначения

Q – количество тепла, отданное греющими парами, Вт;

Q₁ – количество тепла, пришедшее с исходной смесью, Вт;

Q₂ – количество тепла, поступившее с флегмой, Вт;

Q₃ – количество тепла, поступившее с паром с верхней части колонны, Вт;

Q₄– количество тепла, ушедшее с кубовой жидкостью, Вт;

С_р – удельная теплоемкость, Дж/кг · К;

R – массовый расход греющего пара, кг/с;

q – массовый расход охлаждающей воды, °С;

t₁ – температура исходной воды, °С;

t₂ – температура воды на выходе из дефлегматора, °С;

D’ – общий расход греющего пара на процесс ректификации, кг/с.

5.2 Расчетная часть

Рассчитываем приход тепла:

Q₁= F’ · c_f · t_f (5.1)

Для этого найдем значение c_f :

c_f = c_н.к. · a_f + c_в.к. · (1 – a_f) (5.2)

c_f = 996*0,4+2300*(1-0,4) = 1778,4 Дж/кг · К

Таким образом, находим Q₁ :

Q₁= 2,6*1778,4 *25 = 115596 Вт

Q₂= Ф · c_ф · t_ф (5.3)

Для этого найдем значения c_ф и t_ф :

c_ф = c_p = c_н.к.· a_p + c_в.к. · (1 – a_p) (5.4)

c_ф = c_p = 996*0,9+2300*(1-0,9) = 1126,4 Дж/кг · К

t_ф = +(10÷15)°C (5.5)

t_ф = 40,9+15=55,9°С

Таким образом, находим Q₂ :

Q₂= 4,32*1126,4*55,9 = 272012,08 Вт

Рассчитываем расход тепла Q₃ :

Q₃ = G · I_p (5.6)

Для этого рассчитаем энтальпию пара I_p :

I_p = r_p + c_p · t_p (5.7)

r_p = r_н.к. · a_p + r_н.к. · (1 – a_p) (5.8)

r_p = 116000*0,9+516000*(1-0,9)=156000 Дж/кг

I_p = 156000+1126,4*40,9=202069,7 Дж/кг

Таким образом, находим Q₃ :

Q₃= 1,08 · 8927604,8 = 9641819,18 Вт

Рассчитываем расход тепла:

Q₄ = W · c_w · t_w (5.9)

Для этого найдем значение c_w :

c_w = с_н.к. · a_w + с_в.к. · (1 – a_w) (5.10)

c_w = 996*0,04+2300*(1-0,04)= 2247,84 Дж/кг

Q₄ = 1,52*2247,8*52=177666,1 Вт

Рассчитаем расход греющего пара на процессе ректификации D’ :

(5.11)

Q₁ = G · r_p (5.12)

Q₂ = G · C_p · (t_p – t_ф) (5.13)

Q_общ = Q₁ + Q₂ (5.14)

Q’ = g · C_в · (t₂ – t₁) (5.15)

Q_общ = Q’

(5.16)

t₁ = 15 °С

t₂ = 22 °С

C_в = 4190 Дж/кг · К

Q₁ = 5,4*2260000=12204000 Вт

Q₂ = 5,4*1126,4*(40,9-55,9)=13906617,7 Вт

Q_общ =12204000+13906617,7 = 26110617,7 Вт

кг/с

6 Конструктивный расчет

6.1 Условные обозначения

Д – диаметр колонны; м

W_o – оптимально допустимая скорость паров в колонне; м/с

ρ_р – плотность дистиллята в жидком состоянии; кг/м³

V – объемный расход паров; м³/с

R – постоянная Больцмана; Дж/моль · К

P – давление; Па

Т – температура дистиллята; ^oC

М_ср – средняя молекулярная масса; моль

V_П – объемный расход пара в колонне; м³/с

F_P – рабочая площадь тарелки; м²

h_cл – относительный унос жидкости паром; м

h_пар – высота сливного порога; м

w_ж.сл – скорость жидкости в сливном устройстве; м

λ_э – эквивалентный коэффициент сопротивления перетоку жидкости;

L_ж – длина пути жидкости на тарелке; м

ΔP_сух – сопротивление сухой тарелки; Па

ξ – коэффициент сопротивления для колпачка;

H – общая высота колонны; м

M_ап – общая масса аппарата; кг

m_обеч – масса обечайки; кг

m_дн – масса днища; кг

m_кр – масса крышки; кг

6.2 Расчетная часть

Определение диаметра колонны

Находим объемный расход пара в верхней части колонны:

, где (6.1)

R = 8314 Дж/моль · К

P = 1 · 10⁵ Па

T = 40,9 + 273 = 313,9 К (6.2)

М_ср = М_н.к.· y_p + М_в.к.· (1 – y_p) (6.3)

М_ср = 76*0,82+58(1-0,82)=72,76 моль

м³/с

Определим оптимальную допустимую скорость пара в колонне:

(6.4)

Находим значение коэффициента с = 0,075. Выбираем колпачковые тарелки и принимаем расстояние между тарелками H_T = 0,4 мм.

м/с

Определим внутренний диаметр колонны:

(6.5)

Принимаем стандартный диаметр колонны 1000 мм.
Гидравлический расчет

Предварительно принимаем расстояние между тарелками H_T = 0,3 м и коэффициент вспениваемости φ = 0,8. Скорость пара в рабочем сечении колонны ровна:

W_p = φ · W_o (6.6)

W_p = 0,8 · 2,61 = 2,088 м/с

Объемный расход пара в колонне равен:

(6.7)

м³/с

Рабочая площадь тарелки составит:

(6.8)

м²

По данным таблицы выбираем тарелку типа ТСК-Р для колонны диаметром D_k = 1000 мм; периметр слива П = 1,42 м; площадь слива F_cл = 0,334 м²; площадь прихода пара F_o = 0,272 м²; длину пути жидкости на тарелке l_ж = 1,096 м; зазор под сливным стаканом a = 0,06 м; количество колпачков Т = 43; диаметр колпачка d_k = 100 мм.

В дальнейшие расчеты входит определение высоты сливного порога h_пар , подпора жидкости над сливным порогом h_сл , высоты прорезей колпачка h_пр , если необходимо сопротивление тарелки ΔP. Из ранее произведенных расчетов имеем:

Определим относительный унос жидкости паром:

(6.9)

(6.10)

м³/с

Для определения высоты сливного порога рассчитаем высоту прорезей в колпачках. Примем колпачок с прямоугольными прорезями шириной b = 4 мм. Количество прорезей в одном колпачке z = 26. Общее количество колпачков на тарелке m = 86.

(6.11)

Принимаем высоту прорези h_пр = 30 мм. В этом случае пар будет проходить через полностью открытые прорези и частично через нижнюю кромку колпачка. Для обеспечения этого примем высоту установки колпачка h_y = 10 мм, глубина барботажа при абсолютном давлении p = 98100 Па, h_р.б. = 0,05 м. Найдем высоту сливного порога:

h_пар = h_y – h_сл + h_пр + h_y (6.12)

h_пар = 0,05-0,0016+0,03+0,01=0,09 м

Высота пены, образующаяся на тарелке находиться по уравнению:

(6.13)

Величина относительного уноса жидкости, согласно уравнению, равна:

(6.14)

0,02 < 0,1 – следовательно, расстояние между тарелками выбрано правильно. Рассчитываем действительную нагрузку сливного устройства по жидкости:

(6.15)

м³/с

Действительная величина подпора жидкости над сливным паром:

(6.16)

Действительная величина подпора жидкости – 0,004 м малоотрывистая от ранее рассчитанной – 0,0016 м.

Проверим работоспособность сливного устройства. Для этого, по уравнению (6.19), рассчитываем скорость жидкости в сливном устройстве:

(6.17)

м/с

В соответствии с зависимостью комплекс равен:

K₅H_T^D² = 0,225 · 0,4^0.8 = 0,108

Следовательно, условие соблюдается, и захлебывания сливного устройства не произойдет.

Скорость жидкости в зазоре между основанием тарелки и нижней кромкой сливного устройства (стакана) рассчитываем по уравнению:

< 0,45 м/с (6.18)

= 0,0003 м/с

Из произведенных расчетов следует, что выбранная однопоточная тарелка обеспечит нормальную работу сливных устройств.

Определим сопротивление сухой тарелки:

(6.19)

Перепад уровня жидкости на тарелки по пути ее движения Δh, рассчитывается по формуле:

, где (6.20)

λ_э – эквивалентный коэффициент сопротивления перетоку жидкости на тарелке;

L_ж – длина пути жидкости на тарелке, равная 1,096 м;

Сопротивление слоя на тарелке:

(6.21)

Па

ξ – коэффициент сопротивления для колпачка, равный 3,1;

w_o – скорость пара в паровых трубках, рассчитывается по формуле:

(6.22)

м/с

Па

Общее сопротивление тарелки равно:

Δρ = Δρ_сух + Δρ_ж (6.23)

Δρ = 211,44 + 6497045,97 =6497257,41 Па

Определим количество тарелок в колонне:

(6.24)

Общая высота колонны:

H = (h_т – 1) · H_т + H_сеп + H_куб (6.25)

H = (8 – 1) · 0,4 + 1 + 2,5 = 6,3 м

Принимаем стандартный диаметр колонны 600 мм

Общая масса аппарата:

M_ап = m_обеч + m_дн + m_кр (6.26)

m_обеч = π · D_к · ρ · ρ_ст · H (6.27)

m_обеч = 3,14 · 1 · 0,01 · 7850 · 5,7 = 1552,88 кг

m_дн = m_кр = 74 кг

M_ап = 1552,88 + 74 + 74 = 1700,88 кг

M_загр = (V_кр + V_дн + V_к) · ρ_ср (6.28)

(6.29)

кг/м³

V_кр = V_дн = 162 · 10^-3

(6.30)

м³

M_загр = (0,162 + 0,162 + 5) · 1027,5 = 5470,41 кг

Масса загрузки на опору с учетом запаса нагрузки – 20 %

(6.31)

Па

Подбор стандартных конструктивных элементов. Расчет штуцеров

Рассчитываем диаметр штуцеров по формуле:

(6.32)

Чтобы рассчитать диаметр штуцеров, нужно рассчитать объем, а для того, чтобы найти объем, необходимо рассчитать плотность:

ρ_f = ρ_нк · a_f + ρ_вк · (1 – a_f) (6.33)

ρ_f = 1263*0,44+792*(1-0,44)=999,24 кг/м³

ρ_w = ρ_нк · a_w + ρ_вк · (1 – a_w) (6.34)

ρ_w= 1263*0,04+792*(1-0,04) = 810,84 кг/м³

ρ_ф= ρ_нк · a_p + ρ_вк · (1 – a_p) (6.35)

ρ_ф= 1263*0,9+792*(1-0,9)=1215,9 кг/м³

ρ_G = ρ_{нк
пар} · a_p + ρ_{вк
пар}· (1 – a_p) (6.36)

ρ_G = 2,93*0,9+2,2*(1-0,9)=2,85 кг/м³

Находим объем исходной смеси:

(6.37)

м³

Находим объем кубового остатка:

(6.38)

м³

Находим объем флегмы:

(6.39)

м³

Находим объем выхода паров в верхней части колонны:

(6.40)

м³

Рассчитываем диаметры штуцеров по формуле (6.34):