Ректификационная установка непрерывного действия для разделения смеси бензол – толуол с производительностью 9200 кг/ч

Министерство образования  и науки Российской Федерации

ФГБОУ ВПО «Ангарская государственная  техническая академия»

Кафедра химической технологии топлива

 

 

 

 

 

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

К курсовому проекту  по дисциплине «Процессы и аппараты химической технологии» на тему:

«Ректификационная установка  непрерывного действия для разделения смеси бензол – толуол с производительностью 9200 кг/ч»

 

 

 

 

Выполнил: студент гр. ХТПЭ-08-1,

Литвинцев Юрий Игоревич

Проверил: доцент каф. ХТТ, к.т.н.,

Семёнов Иван Александрович

                                Дата защиты:

                                                        Проект защищен с оценкой:

 

Ангарск 2011

Содержание

Введение

Технологическая схема установки  и её описание                                                3

Технологический расчет ректификационной колонны непрерывного действия              4                                                          

1. Построение ступеней процесса ректификации                                          6

2. Физико-химические свойства паровой и жидкой фаз для верха и низа колонны                                                                                                                  10

3. Гидравлический расчет колонны                                                               15

4. Локальная эффективность контакта                                                          23

5. Эффективность тарелок по Мерфри                                                          27

6        Тепловой  расчет установки                                                                        30

7. Расчет штуцеров                                                                                          32

Заключение                                                                                                             33

Список литературы                                                                                                34

Приложение 1 Диаграмма равновесия между жидкостью и паром при постоянном давлении, при R_мин

Приложение 2 – 6 Диаграммы равновесия между жидкостью и паром при постоянном давлении, для определения оптимального флегмового числа

Приложение 7 Диаграмма t – x,y  

 

 

 

 

 

 

 

Введение

Ректификация - один из самых  распространенных технологических  процессов в химической, нефтяной и других отраслях промышленности. Ректификация - процесс разделения бинарных или многокомпонентных  паров, а также жидких смесей на чистые компоненты или их смеси.

Для разделения смесей используют ректификационные установки, представляющие собой ряд ступеней контакта, соединенный  в противоточный разделительный каскад. Наиболее простое конструкционное  оформление противоточного каскада  достигается при движении жидкости.

В нефтяной, химической, нефтехимической  и газовой промышленности распространены тарельчатые колонны.

Современные ректификационные аппараты должны обладать высокими разделительными  способностями и производительностью, характеризоваться достаточной  надежностью и гибкостью в  работе, обеспечивать низкие эксплуатационные расходы, иметь небольшую массу  и, наконец, быть конструкционно-простыми и несложными в изготовлении. Последние  требования не менее важны, чем первые, поскольку они не только определяют капитальные затраты, но и в значительной мере влияют на себестоимость продукции, монтаж, ремонт, контроль, испытание  и безопасную эксплуатацию оборудования.

Особое значение имеет  надежность работы ректификационных аппаратов, установок, производящих сырье для  нефтехимической промышленности. Ректификационные колонны должны отвечать требованиям  государственных стандартов.

В качестве контактных устройств применяют различные типы тарелок. В данной установке используется ситчатая тарелка.

Расчет аппаратов выполняется  с целью определения технологического режима процесса, основных размеров аппарата и его внутренних устройств, обеспечивающих заданную четкость разделения исходного  сырья при заданной производительности. Технологический режим определяется рабочим давлением в аппарате, температурами всех внешних потоков, удельного расхода тепла и  холода. Основными размерами аппарата являются его диаметр и высота.

Процесс ректификации известен с начала девятнадцатого века, как один из важнейших технологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности. В настоящее время ректификацию всё шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение: так, одним из способов получения бензола является ректификация. Бензол (C₆H₆) — ароматический углеводород – входит в состав бензина, широко применяется в промышленности, является исходным сырьём для производства лекарств, различных пластмасс, синтетической резины, красителей. В физическом весе пластмасс около 30%, в каучуках и резинах – 66%, в синтетических волокнах – до 80% приходится на ароматические углеводороды, родоначальником которых является бензол. Бензол входит в состав сырой нефти, но в промышленных масштабах по большей части синтезируется из других её компонентов. Ректификационные колонны обеспечивают получение бензола и толуола чистотой 99,9%, содержание толуола в смеси ксилолов не превышает 1,5%.

Целью данной работы является определение  основных характеристик процесса и  размеров тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия для  разделения бинарной смеси бензол-толуол.

 

Технологическая схема  установки и её описание

Принципиальная схема  ректификационной установки представлена на рис. 1. Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси Х_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 Х_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 Х_p, получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится 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 бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего  компонента) и кубовый остаток (обогащенный  труднолетучим компонентом).

 

                           

Рис. 1 Принципиальная схема ректификационной установки:

1 – емкость для исходной  смеси; 2,9 – насосы; 3 – теплообменник-подогреватель; 4 – кипятильник; 5 – ректификационная колонна; 6 – дефлегматор; 7 – холодильник дистиллята; 8 – емкость для сбора дистиллята; 10 – холодильник кубовой жидкости; 11 – емкость для кубовой жидкости.

 

 

Технологический расчет ректификационной колонны непрерывного действия

1. Построение ступеней процесса ректификации

1. Пересчет массовых долей в мольные

, где М_А и М_B – мольные массы бензола и

толуола, соответственно.

М_А= 78 кг/кмоль; М_B= 92 кг/кмоль

 

2. Материальный баланс колонны

Молярная масса исходной смеси: кг/кмоль

Мольный секундный расход смеси: кмоль/с                                

Расход дистиллята:

                  

Подставим это выражение  в  , где F, D, W – расходы

исходной смеси, дистиллята, кубового остатка.

 кмоль/с

 кмоль/с                                                  

3. Равновесие между паром и жидкостью

Таблица 1

Равновесные составы  жидкости (x) и пара (y) в мол.% и температуры кипения (t) в °C бинарных смесей при 760 мм. рт. ст.

x	0	5	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
y	0	11,5	21,4	38	51,1	61,9	71,2	79	85,4	91	95,9	1
t	110,6	108,3	106,1	102,2	98,6	95,2	92,1	89,4	86,8	84,4	82,3	80,2

4. Минимальное флегмовое число

b_max = 0,41 (приложение 1)

                                      

Рабочее флегмовое число (приложения 2-6):

1. ; – коэффициент избытка флегмы

 

2.

3.

4.

5.

5. Оптимальное флегмовое число

Таблица 2

Число теоретических  ступеней при разных коэффициентах  избытка флегмы

	1,1	1,3	1,7	2	2,5
R	1,52	1,79	2,35	2,76	3,45
b	0,38	0,35	0,29	0,26	0,22
nтс	16	14	11	11	10
	40,32	39,06	36,85	41,36	44,5

 

 

R

 

Рис. 2  Определение оптимального флегмового числа

6. Мольный расход жидкости в верхней и нижней части колонны

кмоль/с

кмоль/с

7. Мольный расход пара в колонне

кмоль/с

 

 

 

 

 

2. Физико-химические свойства паровой и жидкой фаз для верха и низа колонны

1. Средние мольные концентрации жидкости и пара

моль. дол.

моль. дол.

По диаграмме t – x, y (приложение 7), при средних концентрациях жидкости и , определим средние температуры жидкости: °С и °С

моль. дол.

моль. дол.,

где Y_D = X_D; Y_W = X_W; Y_F – состав пара, соответствующий составу исходной смеси X_F (приложение 3).

По диаграмме t – x, y (приложение 7), при средних концентрациях пара и определим средние температуры пара: °С и °С;

2. Средние мольные массы жидкости и пара

кг/кмоль

кг/кмоль

кг/кмоль

кг/кмоль

3. Средние плотности жидкости и пара

Пересчет мольных концентраций в массовые:

масс. дол.

масс. дол.

кг/м³, где и – плотности бензола и толуола соответственно при температуре °С, кг/м³, кг/м³

 кг/м³, где и – плотности бензола и толуола соответственно при

температуре °С, кг/м³, кг/м³

кг/м³

кг/м³,

где Т₀ – абсолютная температура, равная 273К

4. Средние вязкости жидкости и пара

,

где и – вязкости бензола и толуола соответственно при температуре °С, ,

  ,

где и – вязкости бензола и толуола соответственно при температуре °С, ,

,

где и – вязкости бензола и толуола соответственно при температуре °С, ,

,

где и – вязкости бензола и толуола соответственно при температуре °С, ,

5. Массовые и объемные расходы жидкости и пара

Средние массовые расходы:

кг/с

кг/с

кг/с

кг/с

 

Объемные расходы:

м³/с

м³/с

м³/с

м³/с

 

 

 

 

 

 

 

 

Таблица 3

Параметры потоков  пара и жидкости в колонне

№ п/п	Наименование потока	Размерность параметра
		кмоль/с	кг/кмоль	кг/м3	кг/с	м3/с
1	Жидкость в верхней  части колонны	Lв=0,0329	=82	=806,4	=2,7	=2,69∙10-3
2	Жидкость в нижней части  колонны	Lн=0,0629	=88,53	=785,8	=5,57	=7,1∙10-3
3	Пар в верхней части  колонны	Gв=0,0469	=80,84	=2,74	=3,8	=1,39
4	Пар в нижней части колонны	Gв=0,0469	=87,41	=2,83	=4,1	=1,45

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

3. Гидравлический расчет колонны

 

1. Коэффициент увеличения нагрузки

 

2. Оценочная скорость пара

для верхней части колонны:

м/с

для нижней части:

м/с

 

3. Диаметр

верхней части колонны:

м

нижней части колонны:

м

 

4. Действительная скорость пара

Так как  принимаем колонну диаметром м в верхней части колонны:

м/с

в нижней части колонны:

м/с

 

5. Относительная активная площадь тарелки

Периметр слива  м; свободное сечение колонны 1,13 м²; сечение перелива 0,06 м²

Относительное сечение перелива:

Относительная активная площадь  тарелки:

 

6. Фактор нагрузки

для верхней части колонны:

для нижней части колонны:

Коэффициент поверхностного натяжения для верхней части  колонны:

,

где и – поверхностное натяжение смеси для верхней и нижней части колонны соответственно, Н/м, Н/м

Примем минимальное расстояние между тарелками  м ;

Допустимая скорость пара в рабочем сечении колонны  для верхней части:

м/с

для нижней части колонны:

м/с

7. Проверка условий допустимости скоростей пара для верхней и нижней частей колонны:

 

> < ;        1,1<1,23

> < ;        1,097<1.28

Видно, что условие не выполняется ни для верхней, ни для  нижней частей колонны. Увеличим расстояние между тарелками м ;

Допустимая скорость пара в рабочем сечении колонны  для верхней части:

м/с

для нижней части колонны:

м/с

> > ;           1,341>1,23

> < ;        1,27<1.28

Видно, что условие выполняется  только для верхней части колонны. Увеличим расстояние между тарелками м ;

Допустимая скорость пара в рабочем сечении колонны  для верхней части:

 м/с

для нижней части колонны:

м/с

> > ;          1,53>1,23

> < ;        1,48>1.28

Условия выполняются.

 

8. Удельная нагрузка жидкости на сливную перегородку

в верхней части колонны:

м³/м∙с

в нижней части колонны:

м³/м∙с

 

9. Фактор паровой нагрузки

для верхней части колонны:

для нижней части колонны:

Подпор жидкости над сливным  порогом в верхней части колонны:

для нижней части:

 

10. Глубина барботажа

м

Высота парожидкостного  слоя на тарелках верхней части колонны:

м

на тарелках нижней части  колонны:

11. Высота сливного порога

в верхней части колонны:

м

в нижней части колонны:

м

 

12. Динамическая глубина барботажа

м

 

13. Минимально допустимая скорость пара в свободном сечении колонны

 м/с

 м/с

Выбираем ближайшее меньшее  свободное сечение тарелок  и полагаем

 

 

 

 

14. Фактор аэрации

для верхних тарелок:

для нижних тарелок:

 

15. Газосодержание слоя

на верхних тарелках:

на нижних тарелках:

 

16. Высота слоя жидкости

на верхних тарелках:

 м

на нижних тарелках:

 м

 

17. Гидравлическое сопротивление тарелок

Расчитаем коэффициент гидравлического сопротивления для ситчатых тарелок :

в верхней части колонны:

Па

в нижней части колонны:

Па

 

18. Высота сепарационного пространства между тарелками

в верхней части колонны:

м

в нижней части колонны:

м,

где К₅ = 1 – коэффициент вспениваемости смеси

 

19. Межтарельчатый унос жидкости

в верхней части колонны:

 кг/кг

в нижней части колонны:

 кг/кг

 

 

 

20. Площадь поперечного сечения колонны:

м²

Скорость жидкости в переливных устройствах верхних тарелок:

м/с

в переливных устройствах  нижних тарелок:

м/с

Допустимая скорость жидкости в переливных устройствах верхних тарелок:

м/с

в переливных устройствах  нижних тарелок:

м/с

Видно, что действительные скорости жидкости в переливах меньше допустимых.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

4. Локальная эффективность контакта

 

1. Коэффициент диффузии пара

 

,

 

где ; удельный объем бензола и толуола соответственно.

Коэффициент диффузии пара в верхней части колонны:

,

 

где - температура пара в верхней части колонны

Коэффициент диффузии пара в нижней части колонны:

 

,

 

где - температура пара в нижней части колонны

для верхней части колонны:

где и – вязкости бензола и толуола соответственно при

температуре °С, ,

,

где Ф = 1 – безразмерный параметр, учитывает ассоциацию молекул растворителя

Коэффициент диффузии жидкости для нижней части колонны:

,

где и – вязкости бензола и толуола соответственно при

температуре °С, ,

 

2. Число единиц переноса

в газовой фазе для верхней  части колонны:

для нижней части колонны:

Число единиц переноса в  жидкой фазе для верхней части  колонны:

где м/с

для нижней части:

где м/с

 

3. Фактор отклонения

Среднее значение тангенсов угла наклона линии равновесия для верхней и нижней частей колонны:

Фактор отклонения для  верхней части колонны:

для нижней части колонны:

 

4. Общее число единиц переноса

для верхней части колонны:

для нижней части колонны:

 

5. Локальная эффективность тарелок

в верхней части колонны: