Ректификационная установка непрерывного действия для разделения смеси пентан-гексан

Федеральное агентство по образованию

Федеральное государственное бюджетное  образовательное учреждение высшего  профессионального образования

 

Кафедра «»

 

 Курсовой проект защищен

                                             с оценкой__________

                               Руководитель

                                                        проекта_________________

                                                              к.т.н., доцент 

 

 

УДК 66. 048. 53

 

РЕКТИФИКАЦИОННАЯ УСТАНОВКА НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СМЕСИ ПЕНТАН-ГЕКСАН

 

Пояснительная записка к курсовому проекту

по дисциплине «Процессы и аппараты химической технологии»

 

КП ПЗ

 

Проект выполнил

студент гр.

Нормоконтролер

к.т.н., доцент                              

 

 

 

2012

 

 

СОДЕРЖАНИЕ

 

 

 

     ВВЕДЕНИЕ…………………………………………………………………………...…..3

1. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ……………………………………...…….…….7
1. Материальный баланс колонны………………………………………………………7
2. Расчет оптимального флегмового числа……………………………………………..8
3. Определение скорости пара и диаметра колонны…………………………………..10
4. Гидравлический расчет тарелок……………………………………………………...15
5. Определение числа тарелок и высоты колонны…………………………………….19
2. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ УСТАНОВКИ………………………………..…………..23
3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ДИАМЕТРА ШТУЦЕРОВ………………………….………..26

ЗАКЛЮЧЕНИЕ…………………………………………………………..……………...29

     ЛИТЕРАТУРА………………………………………………..………………………….30

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Ч

 

 

ВВЕДЕНИЕ

     Ректификация известна с начала XIX века как один из важнейших технологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности. В настоящее время ректификацию все шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение (в производствах органического синтеза, изотопов, полимеров, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).

    Ректификационные установки по принципу действия делятся на периодические и непрерывные. В установках непрерывного действия разделяемая сырая смесь поступает в колонну и продукты разделения выводятся из нее непрерывно. В установках периодического действия разделяемую смесь загружают в куб одновременно и ректификацию проводят до получения продуктов заданного конечного состава [3].

    При разработке ректификационной колонны с ситчатыми тарелками необходимо, как правило, решать задачи:

1. рассчитать материальный баланс колонны и определить рабочее флегмовое число;
2. анализ тепловых процессов, осуществляющихся в греющем паре куба колонны;
3. конструирование ректификационной колонны с ситчатыми тарелками.

 

 

 

 

 

 

 

1 ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЁТ

1.1 Расчёт материальных потоков

 

Материальные расчёты процесса ректификации в основном выполняются  в мольных количествах.

Расчёт средних молекулярных масс дистиллята, исходной смеси и кубового остатка производится по формулам:

 

,

или

 

где

М_ср - средняя молекулярная масса потока, кг/моль;

Х - мольная концентрация компонента, моль.доли;

- массовая концентрация компонента, масс.доли.

M_ср.p = 0,95∙72+(1-0,95)∙86=72,7 кг/кмоль;

M_ср.f = 0,4∙72+(1-0,4)∙86= 80,4 кг/кмоль;

M_ср.w = 0,05∙72+(1-0,05) ∙86 = 85,3 кг/кмоль;

 

Для расчёта материальных потоков  составляем уравнения материального  баланса для всего количества смеси и летучего компонента:

 

G_f = G_p+G_wG_fx_f = G_px_p+ G_wx_w      ,

 

где - массовый или мольный расход дистиллята, исходной смеси, кубового остатка, кг/с.

 

X_p

X_f

X_w

G_w = 4,37 кг/с

G_p = 2,78 кг/с

G_f = 7,15 кг/c

 

 

 

1.2 Определение флегмогово гочисла

 

Пользуясь справочной литературой, выписывают таблицу равновесных составов жидкости и пара. Строят диаграммы t - x,y, и y-x. При отсутствии экспериментальных данных о фазовом равновесии идеальной смеси строят равновесную линию, исходя из давления насыщенных паров компонентов исходной смеси в интервале между температурами кипения легколетучего и труднолетучего компонентов.

x	y
0	0
8,8	18,8
10,8	23,1
15,5	31,2
19,9	38
24,5	45,8
31	53,9
40	65
52,5	75
65,8	83,3
74,7	89,7
100	100

 

Y_f^* = 0,58

R_min =

Рабочее число флегмы:

R =

Уравнения рабочих линий:

А) Верхней (укрепляющей) части колонны

y =

y = 0,706x+0.28

Б) Нижней (исчерпывающей) части колонны

F =

y =

 

 

1.3 Определение скорости пара и диаметра колонны

    При расчете скорости пара и диаметра колонны, необходимо найти ряд параметров в верхней и нижней части колонны.

 

Средние концентрации жидкости:

а) в  верхней части колонны:

 

 

б) в  нижней части колонны:

 

 

 

 

 

 

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:

а) в  верхней части колонны:

 

 

б) в  нижней части колонны:

 

  Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x,y:

Рис.2 Диаграмма t-x,y для смеси пентан - гексан.

а) при =0,739          ₌47 ⁰C;

б) при =0,277         ₌₆2 ⁰C;

 

Средние мольные массы и плотности  пара:

а) в верхней части колонны:

 

 

 

 

б) в нижней части колонны :

 

 

 

 

Средняя плотность пара в колонне:

 

Температура в верху колонны  при x_P=0,941 равняется 42^оС, а в кубе-испарителе при x_W=0,0422 она равна 68^оС по диаграмме t-x,y:

 

Определение температур в верху и в кубе-испарителе колонны.

Плотность пентана  p=610кг/м3, а гексана p=612кг/м3 .

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне:

rrr

r

    Определяем скорость пара в колонне по уравнению (3).

По  данным каталога-справочника  [5] для тарельчатых колонн предварительно принимаем расстояние между тарелками h=300 мм. Для ситчатых тарелок значение коэффициента С=0,032 (рис.4), С - коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости.

Рис.4. Определение коэффициента С.

rrr      (3)

  В случае когда r_Ж>>r_П, то формула упрощается:

 

rr= 0,032* м/с;

    Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне: t_ср=(47+62)/2=54,5⁰С, находим по уравнению:

 

где -мольная масса дистиллята, равная:

 

 

 

    Диаметр колонны находим по уравнению:

 

    По каталогу-справочнику выбираем колонну D=3000 мм. Тогда действительная скорость пара в колонне будет равна:

_W=0.45м/с

По ОСТ 26-01-108-85 определяем основные технические характеристики для  полученной колонны, диаметром 3000 мм:

 

диаметр отверстий в тарелке  d₀                                                              4                 

шаг между отверстиями t                                                                     17            

относительное свободное сечение  тарелки F_С , %                                 8                 

высота переливного (сливного) порога , мм                                     40

рабочее сечение тарелки S_Т, м²                                                            5,173

свободное сечение колонны, м²                                                            7,07

сечение перелива, м²                                                                             0,31

периметр слива (сливной перегородки) L_С, м                                     1,7 15

относительная площадь перелива, %                                                    4,4

масса, кг                                                                                                   194

Исполнение                                                                                                2

Материал для изготовления                                             углеродистая сталь ВСт3сп

 

1.4 Гидравлический расчет тарелок

    Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d₀=4 мм, высота сливного порога h_п=40 мм. Свободное сечение тарелки 8% от общей площади тарелки. Площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 20% от общей площади тарелки. После выбора тарелки необходимо  произвести  гидравлический  расчет  тарелки,  проверить ее  работоспособность.

    Гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны по уравнению: Dp=Dp_СУХ+Dp_s+Dp_ПЖ .

    Первоначально рассчитаем для верхней части колонны.

Гидравлическое сопротивление  сухой тарелки определиться уравнением:

 

где  ξ=1,82 –коэффициент сопротивления неорошаемых  ситчатых тарелок со свободным сечением 7-10%;

w₀=5,6 м/с – скорость пара в отверстиях тарелки, тогда:

 

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения определится  уравнением: 

 

    

 

    Сопротивление парожидкостного  слоя на тарелке определим  по уравнению: 

Dp_ПЖ=1.3*h_ПЖ*r_ПЖ*g*k;

Высота парожидкостного слоя определим  по уравнению:

h_ПЖ=h_П+Dh;

      Величину Dh -высоту слоя над сливной перегородкой рассчитывается по формуле :

 

 где V_Ж –объемный расход жидкости, м³/с;

 L_C – периметр сливной перегородки, м;

k=r_ПЖ/r_Ж –отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближенно равным 0,5.

Объемный расход жидкости в верхней  части колонны:

 

где

 – средняя мольная  масса жидкости, тогда:

     Находим Dh :

 

Высота парожидкостного слоя:

Dh_пж=0,04+=0,0818 м.

Сопротивление парожидкостного слоя:

 Dp_ПЖ=1,3*0,0818*611*9,81*0,5=319 Па.

 

Общее гидравлическое сопротивление  тарелки в верхней части колонны  будет равна сумме всех этих сопротивлений:

D=83,6+16,1+319=418,4 Па.

 

    Для нижней части колонны рассчитывается также, как и для верхней части колонны. Рассчитаем для нижней части колонны.

Гидравлическое сопротивление  сухой тарелки определиться уравнением:

 

 

 

 

 Объемный расход жидкости  в нижней части колонны:

 

   где ==80,99 кг/кмоль –средняя мольная масса жидкости, ==

83,2 кг/кмоль,

Находим Dh:

 

Высота парожидкостного слоя:

Dh_пж=0,062+=0,102 м.

 

Сопротивление парожидкостного слоя:

Dp_ПЖ=1,3*0,102*611*9,81*0,5=397 Па.

 

Общее гидравлическое сопротивление  тарелки в нижней части колонны  будет равна сумме всех этих сопротивлений:

D=++85,3=496,3 Па.

 

    Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h=300 мм=0,3 м, необходимое для нормальной работы тарелок условие:

 

Проверку осуществляем по тарелкам нижней части колонны, у которых  гидравлическое сопротивление Dp больше, чем у тарелок верхней части :   D<D

D

 

 

Следовательно, вышеуказанное условие  выполняется.

 

Проверим  равномерность работы тарелок –  рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях w_{, достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:}

 

  следовательно, тарелка будет работать всеми отверстиями.

 

1.5 Определение числа тарелок и высоты колонны

    На диаграмме x-y (рис.5) наносим рабочие линии верхней и нижней части колонны.

По уравнениям рабочих линий, рассчитанных ранее:

а) нижней (исчерпывающей) части колонны

_{y=1.53x-0.023}

б) верхней (укрепляющей) части колонны

_{y=0.706x+0.28}

 

             

 

 

 

 

  

Определение числа тарелок и высоты колонны.

 

Находим число  ступеней изменения концентрации  n_T. В верхней части колонны n_T’6, в нижней части колонны n_T”8, а всего 14 ступеней.

    Число тарелок рассчитываем по  уравнению:

 

    Для определения среднего к.  п. д. тарелок   находим коэффициент  относительной летучести разделяемых  компонентов  α=P_А/P_В и динамический коэффициент вязкости исходной смеси m при средней температуре в колонне. При этой температуре давление насыщенного пара ацетона P_п=1300 мм. рт. ст., а воды P_гек = 400 мм. рт. ст., откуда   α=1300/400=3,25.  

Динамический коэффициент вязкости исходной смеси =0,2152*10^(-3)  тогда: αm=3.25*0,2152=0.699.

Рис.6. Диаграмма для приближенного определения среднего к. п. д. тарелок.

    Из этого произведения, по графику (рис.6) определяем среднее к.п.д. тарелок η=0,52. 

 

Также находим поправочное значение на длину пути D. Длина пути жидкости на тарелке:

l=D-2*b;

Значение ширины переливного порога b находим, решая систему уравнений:

 где П=1.715 м - периметр сливной перегородки, согласно конструкции выбранной колонны; радиус тарелки равен половине диаметра колонны , отсюда b = 0,617 м.

l=3-2*0,617=1,77 м.

По графику (рис.7) находим Поправочное значение на длину пути  D=0,175.

Рис.7. Зависимость поправки Δ от длины пути жидкости на тарелке l.

Средний к. п. д. тарелок n=0.52*1.175=0.61

_.

 

Тогда число тарелок определится :

а) в верхней части колонны:

 

 

б) в нижней части колонны:

;

 

    Общее число тарелок n=23, с запасом n=30, из них в верхней части колонны и в нижней части   тарелок.

 

    Общая высота колонны определяется по уравнению: , =,

где ,–  соответственно высоты сепарационного пространства над  тарелкой  и  расстоянием между  днищем колонны и тарелкой (высота  верхней  и  нижней  частей  колонны), м., равные =1м. и =2м.

    Высота тарельчатой части колонны: , тогда

  11 м

11+2+1= 14 м

    Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

Dp=Dp’n_В+Dp”n_Н;

Δр=418.4*14+496.3*16=6216,387 Па=13798 Па.

 

2. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ УСТАНОВКИ

    Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе: Q_Д=*(1+R)* _, где: r_P=_P*А +(1-_P)_*,

r_P=0,97*520,6+(1-0,97)*2360,0=575,782кДж/кг=575,782*Дж/кг,

где r_А и r_В – удельные теплоты конденсации ацетона и воды при 56,8 °С.

      Расход теплоты:

.

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

 

Здесь  тепловые  потери    приняты в размере 3%  от полезно затрачиваемой теплоты;

 

=1,03*(3.7*10^6+2.78*0.46*4190*82+4.37*0.45*4190*109-7.15*0.455*4190*91.5)=3.9*10^6 Вт.

 

    Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

Вт,

здесь тепловые потери приняты в размере 5%,

    Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

2.78*0.43*4190*(42-25)=8.51*10^4 Вт,

    Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

 Вт,

а) в кубе-испарителе:

 

  где =2141*10³ Дж/кг – удельная теплота конденсации греющего пара, тогда

 

 

  б) в подогревателе исходной  смеси:

 

 

 

Всего 1,9+0,48=2,38 кг/с

   Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20^оС рассчитывается по формуле:

 

а) в дефлегматоре:                 

 

б) в водяном холодильнике дистиллята:

0.00101M3/C

 

в) в водяном холодильнике кубового остатка:

 

Всего

 

3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ДИАМЕТРА ШТУЦЕРОВ

    Одним из параметров колонны являются диаметры трубопроводов и штуцеров. Рассчитаем диаметр штуцеров: подачи исходной смеси; выход паров дистиллята; вход флегмы; выход кубового остатка; вход паров кубового продукта. Внутренний диаметр штуцера круглого сечения рассчитывают по формуле:

 

  где V – расход, - скорость среды в штуцере.

    Определим   расходы    жидкостей   (паров)   по   каждому штуцеру. Для этого необходимо найти расходы такие, как: G_F, G_R, G_W, G_V’,G_V” – на   входе  и  выходе  из  колонны.  При  расчете диаметра, расходы переводят в [м³/с], по формуле:

V=G/r;

    При  определении   скорости   истечения   по   штуцеру, необходимо учитывать, что чем больше скорость, тем меньше требуется диаметр штуцера, т. е. меньше стоимость штуцера, его  монтажа  и  ремонта. Определим  скорость, расход и диаметр на входе и выходе из колонны, на каждом штуцере: Принимаем скорость жидкости w_шт=1 м/с,  скорость потока пара w_шт=25 м/с.

а)расход подачи исходной смеси:

где  G_F =7.15 кг/с, далее переведем расход по формуле V=G/r,

ρ – плотность потока сырья, кг/, при температуре кипения °С, определяется по формуле:

,

где , – плотности , кг/м3, при их температурах кипения °С,

=748 кг/;

=958 кг/;

Тогда ;

0,00855;

w=м/с,

 

 

б)расход входа флегмы:

G_R= R*G_P=2.4*7.15=17.20 кг/с,

 

w=1 м/с,

 

 

 в)расход выхода кубового  остатка:

G_W=4.37 кг/с,

 

 

 

w=1 м/с,

 

 

г)расход выхода паров дистиллята:

G_V’= R*G_p+G_p

G_V’=6.67+2.78=9.45 кг/с,

 

 

w=25 м/с,

 

д)расход входа паров кубового продукта

G_V”= R*G_P+G_W

G_v^”=11.04 кг/ч.

 

 

w=25 м/с,

 

 

 

 

 

 

 

 

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

    В данном проектном расчете предложена конструкция ректификационной установки непрерывного действия для разделения смеси ацетон и вода, с исходными данными P=10000кг/ч, x_F=40%, х_P=95%, х_W=5%, которая будет иметь следующие параметры:

производительность по дистилляту G_P=кг/c;    производительность по кубовому остатку G_W= кг/c;

флегмовое число R=2.4;

диаметр колонны D=3 м;

число тарелок n=30;

высота колонны H= 14 м;

расход теплоты ;

расход теплоты в кубе-испарителе Q_K=3900000 Вт;

расход теплоты в подогревателе  исходной смеси Q_F= Вт.

 

 

ЛИТЕРАТУРА

1. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/Г.С Борисов, В.П. Брыков, Ю.И. Дытнерский и др. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 2-е изд., перераб. И дополн. М.: Химия, 1991 – 496 с.;
2. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. 10-е изд., перераб. И доп.- Л.: Химия, 1987.-576с., ил.
3. Каталог.    “Колонные    аппараты“.   Изд.   2-е.    М.: ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ, 1978. 31 с.
4. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. 9-е изд., перераб. и дополн.- М.: Химия, 1973 - 754с.