Процесс ректификации и расчет ректификационной колонны
СОДЕРЖАНИЕ
Введение
1. Материальный
баланс
2. Определение
скорости пара и диаметра колонны
3. Определение высоты
насадки
4. Гидравлическое
сопротивление насадки
5. Расчет теплового
баланса колонны
6. Расчет и подбор
подогревателя сырья , дефлегматора и кипятильника
6.1 Расчет и подбор
подогревателя сырья
6.2 Подбор дефлегматора
6.3 Подбор кипятильника
7. Расчет и подбор
штуцеров
8. Расчет и подбор
сырьевого насоса
Заключение
Литература
ВВЕДЕНИЕ
Процессы разделения жидких и газовых смесей играют важную роль во многих
отраслях промышленности. Для осуществления процессов разделения жидких смесей
применяют способы простой перегонки (дистилляции), перегонки под вакуумом и с
водяным паром, ректификации, экстракции, адсорбции и т.д.
Ректификацию широко используют в промышленности для полного разделения
смесей летучих жидкостей, частично или целиком растворимых одна в другой.
Сущность процесса ректификации сводится к выделению из смеси двух или
более жидкостей с различными температурами кипения. Это достигается нагреванием
и испарением такой смеси с последующим многократным тепло-и массообменом между
жидкой и паровой фазами. Как следует из теории массообменных процессов, при
контакте неравновесных поровой и жидкой фаз, в результате которого протекают
процессы массо- и теплообмена, система достигает состояния равновесия. При этом
происходит выравнивание температур и давлений в фазах и перераспределение
компонентов между ними. Такой контакт называют идеальным, теоретическим.
Образованные в результате контакта паровая и жидкая фазы будут отличаться
по составу от вступивших в контакт паровой и жидкой фаз. В итоге такого
контакта паровая фаза обогатится НКК, а жидкость - ВКК, если жидкость,
вступающая в контакт с парами, будет содержать больше НКК, чем жидкость,
равновесная с этими парами. Если исходные пары и жидкость находились при
одинаковом давлении, то для обеспечения этих условий требуется, чтобы
температура вступающей в контакт жидкостей была бы ниже температуры паров.
После контактирования температуры пара и жидкости выравниваются, так как
система стремится к состоянию равновесия.
Производя многократное контактирование неравновесность потоков паровой и
жидкой фаз, направляя после каждой ступени пары на смешение с жидкостью, более
богаты НКК по сравнению с равновесной с этими парами жидкостью, а жидкость на
контакт с парами, более бедными НКК, можно изменить составы фаз желаемым
образом. Подобное контактирование фаз по схеме противотока в целом по аппарату
осуществляется в специальных аппаратах - в ректификационных колоннах,
заполненных различными контактными устройствами: тарелками, насадками и т.п.
Таким образом, процесс ректификации есть диффузионный процесс разделения
жидких смесей, компоненты которых различаются по температурам кипения
осуществляемой путем противоточного, многократного контактирования
неравновесных паров и жидкостей.
1.
МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС
Производительность колонны по дистилляту и кубовому остатку определим из уравнения материального
баланса колонны:
(7.4
[1])
(7.5
[1]),
где
- массовые расходы жидкости питания, дистиллята и
кубового остатка соответственно.
,
.
Нагрузки по ректификационной колонне по пару и жидкости определяются
значением рабочего флегмового числа R; его оптимальное значение можно найти путем
технико-экономического расчета. Ввиду отсутствия надежной методики оценки используют приближенное вычисления,
основанные на определение коэффициента избытка флегмы (орошения) β,
равного отношению , где - минимальное флегмовое число:
,
где и -
мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и
дистилляте, кмоль/кмоль смеси; - концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся
в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.
Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению:
;
;
,
где
-молярная масса ацетона, -молярная масса бензола.
2.
ОПРЕДЕЛЕНИЕ СКОРОСТИ ПАРА И ДИАМЕТРА КОЛОННЫ
Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней и нижней
частей колонны определяют из соотношений:
;
,
Где
-мольные массы дистиллята и исходной смеси; -средние мольные массы жидкости в верхней и нижней
частях колонны. Мольную массу дистиллята в данном случае можно принять равной
мольной массе легколетучего компонента - ацетона. Расчет ведем из условия, что
режим работы колонны - пленочный.
Средние
мольные массы жидкости в верхней нижней частях колонны соответственно равны:
-мольные массы ацетона и бензола соответственно;-средний мольный состав жидкости соответственно в
верхней и нижней частях колонны:
.
Тогда
Мольная масса исходной смеси:
.
Подставим рассчитанные величины:
Средние
массовые потоки пара в верхней и нижней
частях колонны равны:
Здесь
и -
средние молярные массы паров в верхней и нижней частях колонны:
Где
Тогда
Подставив численные значения, получим:
Определяем скорость пара в колонне по формуле:
где
и -
средние плотности жидкости и пара, ; - динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа·с; σ - удельная поверхность насадки,; g - ускорение свободного падения, ; - свободный объем насадки, ; L и G - массовые расходы жидкости и газа, ; А=-0,125 для ректификации.
Для
керамических колец Рашига :
σ = 204 -удельная поверхность;
-
свободный объем.
Поскольку
отношения и физические свойства фаз в верхней и нижней частях
колонны различны, определим скорости для каждой части отдельно.
Найдем
плотности жидкости и пара в
верхней и нижней частях колонны при средних температурах в них . Средние температуры паров определим по диаграмме t-x,y по
средним составам фаз:
при
,
при
.
Тогда
Температура
жидкости в верху колонны при составляет
.
Тогда
плотность жидкого ацетона при этой температуре ,
плотность жидкого бензола .
Плотность
физических смесей жидкостей подчиняется закону аддитивности. Необходимо учесть
массовые доли компонентов смеси:
,
Тогда
,
.
Температура
жидкости в кубе-испарителе при составляет
. тогда плотность жидкого ацетона при этой температуре
, плотность жидкого бензола .
,
тогда
,
.
Вязкость
жидких смесей находим по уравнению:
,
где
- вязкости жидких ацетона и бензола при температуре
смеси. При температуре в верхней части колонны 57,39 и =0,402мПа·с.
Тогда вязкость жидкости в верхней части колонны:
При
температуре в нижней части колонны 79,07 и =0,319мПа·с.
Тогда
вязкость жидкости в нижней части колонны:
Предельная
скорость паров в верхней части колонны :
Откуда
Предельная
скорость паров в нижней части колонны :
Откуда
Примем рабочую скорость на 30% ниже предельной:
Диаметр ректификационной колонны определим из уравнения расхода:
Отсюда диаметры верхней и нижней части колонны равны соответственно:
Рационально принять стандартный диаметр обечайки одинаковым для обеих частей колонны.
При этом действительные рабочие скорости паров в колонне равны:
Что составляет соответственно 49,9% и 62,3% от предельных скоростей.
3.
ОПРЕДЕЛЕНИЕ ВЫСОТЫ НАСАДКИ
Эквивалентную высоту насадки рассчитываем по уравнению:
=
где m - тангенс угла наклона равновесной
линии. Для верхней части колонны m=1,37;
для нижней части колонны m=0,67;
- эквивалентный диаметр насадки, м; Re - критерий Рейнольдса; - отношение потоков пара и жидкости;
- вязкость пара в верхней и нижней
части колонны.
Определяем вязкость паровой смеси для верхней части колонны:
вязкость паров отдельных веществ находим по формуле:
где - динамический коэффициент вязкости при ; Т - температура, К; С - постоянная
Сатерленда.
Для ацетона , С=541,5; для бензола , С=380; тогда для температуры
333,58К(температура в верхней части колонны):
Определяем вязкость паровой смеси для нижней части колонны:
Температура в нижней части колонны 347,6К.
Определяем эквивалентную высоту насадки для верхней части колонны:
Как следует из диаграммы x-y, число ступеней изменения
концентрации в пределах от составляет 19. Следовательно, требуемая высота насадки
верхней части колонны:
Определяем эквивалентную высоту насадки для нижней части колонны:
Как следует из диаграммы x-y, число ступеней изменения концентрации
в пределах от составляет 8. Следовательно, требуемая высота насадки нижней
части колонны:
Общая высота насадки в колонне:
Определение высоты колонны:
- высота сферической части колонны. =0,5D=0,5·2,0=1м.
- высота над насадкой, в которую устанавливают
распределитель жидкости. Принимаем 2м.
- высота насадки в одной секции.
- расстояние между первой и второй секциями насадки.
- высота насадки во второй секции.
- расстояние между второй и третьей секциями насадки, в
котором устанавливают распределители жидкости.
- высота третьей секции насадки.
- высота десятиминутного запаса.
- высота юбки. Принимаем
Тогда высота колонны:
4.
ГИДРАВЛИЧЕСКОЕ СОПРОТИВЛЕНИЕ НАСАДКИ
Гидравлическое сопротивление насадки находят по уравнению:
Гидравлическое сопротивление сухой неорошаемой насадки рассчитывают по уравнению:
где 𝜆 - коэффициент сопротивления сухой насадки, зависящий от
режима движения газа в насадке.
Критерий Рейнольдса для газа в верхней и нижней частях колонны соответственно
равен:
Следовательно, режим движения турбулентный (
Для турбулентного режима коэффициент сопротивления сухой насадки в виде
беспорядочно засыпанных колец Рашига находят по уравнению:
Для верхней и для нижней частей колонны соответственно получаем:
Гидравлическое сопротивление сухой насадки в верхней и нижней частях
колонны равно:
Плотность орошения в верхней и нижней частях колонны определим по
формулам:
Гидравлическое сопротивление орошаемой насадки в верхней и нижней частях
колонны:
Общее гидравлическое сопротивление орошаемой насадки в колонне:
Давление в кубе: P=101330+14712,16=116042,16Па.
5.
ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС КОЛОННЫ
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе,
находим по уравнению:
Где
Здесь и - удельные теплоты конденсации ацетона и бензола при 57,39.
Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, находим по
уравнению:
Здесь тепловые потери приняты в размере 5% от полезно затрачиваемой теплоты,
удельные теплоемкости взяты соответственно при , , , температура кипения исходной смеси определена по Рис.2 - диаграмме t-x,y и равны:
Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:
Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость
исходной смеси пара:
взята при средней температуре .
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике
дистиллята:
где удельная теплоемкость дистиллята
взята
при средней температуре
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике
кубового остатка:
где удельная теплоемкость кубового
остатка
взята при средней температуре
Расход греющего пара, имеющего давление и влажность 5%:
а) в кубе-испарителе
где - удельная теплота конденсации греющего пара;
б) в подогревателе исходной смеси
Всего: 1,33+0,162=1,49 или 5,4
Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 25:
а) в дефлегматоре
б) в водяном холодильнике дистиллята
в) в водяном холодильнике кубового остатка
Всего 0,0286 или 102,96
6. РАСЧЕТ
И ПОДБОР ПОДОГРЕВАТЕЛЯ СЫРЬЯ, ДЕФЛЕГМАТОРА, КИПЯТИЛЬНИКА
6.1 Расчет
и подбор кипятильника
Температура конденсации греющего пара под давлением 1,033 кг/см2
- 100ºС.
Температурная схема кипятильника:
100 ← 100
|
|
79,07 → 79,07
|
|
ê t б =20,93
|
ê t м =20,93
|
|
|
|
|
Определяем среднюю разность температур:
ê tср = t1 - t2 =100-79,07=20,93ºС, где
t 1=100ºС - температура конденсации водяного
пара,
t 2=79,07ºС - температура низа колонны .
Для определения коэффициента теплоотдачи от пара, конденсирующегося на
наружной поверхности труб высотой H, используют формулу (2.23):
где -коэффициент теплопроводности конденсата при температуре
конденсации т.XXXIX[1].
- плотность конденсата при температуре конденсации
т. т.XXXIX[1].
- удельная теплота конденсации т.LVII[1].
- динамическая вязкость конденсата
Коэффициент теплоотдачи к кипящей в трубах жидкости определим по формуле
где - коэффициент теплопроводности органической смеси, кипящей
при температуре 79,07, рис.X [1],
(1.331)[3]
плотность смеси т.IV [1].
плотность паров над кипящей жидкостью
где М - молярная масса пара рис.2 диаграмма t-x,y.
p-
рабочее давление в колонне, Па.
поверхностное натяжение жидкости, т.XXIV [1].
удельная теплота конденсации,т.XLV [1],
плотность паров при атмосферном давлении,
удельная теплоемкость смеси,, рис.XI [1],
динамический коэффициент вязкости жидкости, Па·с, т.IX [1],
Из основного уравнения теплопередачи и уравнения аддитивности термических
сопротивлений следует, что
Подставляя сюда выражения для и , можно получить одно уравнения
относительно неизвестного теплового потока:
Тепловая нагрузка аппарата
Расход греющего пара:
В соответствии с табл. 2,1[2] примем ориентировочное значение
коэффициента теплопередачи Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности
составит:
В соответствии с табл.2,9[2] поверхность, близкую к ориентировочной могут
иметь теплообменники с высотой труб Н=4,0м и диаметром кожуха D=0.6м или с высотой труб H=3.0м и диаметром кожуха D=0.8м.
Уточненный расчет поверхности теплопередачи:
Примем в качестве первого варианта теплообменник с высотой труб Н=3,0м,
диаметром кожуха D=0.8м и
поверхностью теплопередачи F=109. Выполним его уточненный расчет. В
качестве первого приближения примем ориентировочное значение удельной тепловой
нагрузки Для определения необходимо рассчитать коэффициенты А
и В:
Толщина труб 2,0мм, материал - нержавеющая сталь Сумма термических сопротивлений
стенки и загрязнений (термическим сопротивлением со стороны греющего пара можно
пренебречь) равна:
Тогда
Примем второе значение получим:
Третье, уточненное значение определим:
Получим:
Такую точность определения корня уравнения можно считать достаточной, и можно считать истинной удельной
тепловой нагрузкой. Тогда требуемая поверхность составит
В выбранном теплообменнике запас поверхности
Масса аппарата М=3130кг.
6.2 Расчет
и подбор дефлегматора
Выберем кожухотрубчатый теплообменник для конденсации дистиллята. Расход
тепла отдаваемого охлаждающей воде. По данным т.4.8 [1] принимаем
коэффициент теплопередачи К =550 Вт/м2К при
передачи тепла от конденсирующегося пара органических веществ к воде,
температура конденсации дистиллята t =65,8°C.
57,79 ← 57,79
|
|
20 → 45
|
|
ê t б =37,79
|
ê t м =12,79
|
|
|
|
|
Определяем среднюю разность температур по уравнению 4.79 [1],
Определяем необходимую поверхность теплообмена:
По данным т.2,3 [2], выберем одноходовой теплообменник по ГОСТ15118-79:
поверхность теплообмена F =
226 м2
длина труб 4,0м
число ходов - 2
диаметр кожуха D=1000мм
диаметр труб 25
общее число труб - 718шт.
Запас площади поверхности теплообмена:
Запас площади поверхности теплообмена достаточен.
6.3 Выбор
подогревателя сырья
Расход тепла необходимый на нагрев жидкости . Расход греющего пара По данным т.4.8 [1] принимаем
коэффициент теплопередачи К =230 Вт/м2К при
передачи тепла от конденсирующегося пара к органическим жидкостям.
Средняя разность температур:
Определяем среднюю разность температур по уравнению 4.79 [1],
Определяем необходимую поверхность теплообмена:
По данным т.2,3 [2], выберем
одноходовой теплообменник по ГОСТ15118-79:
поверхность теплообмена F =
31 м2
длина труб 3,0м
число ходов - 2
диаметр кожуха D=400мм
диаметр труб 20
общее число труб - 166шт.
Запас площади поверхности теплообмена:
Запас площади поверхности теплообмена достаточен.
7. ПОДБОР
ШТУЦЕРОВ
1. Штуцер для ввода сырья в колонну.
Определяем диаметр штуцера:
Принимаем скорость ввода сырья 1,5
, т.IV[1],
Принимаем штуцер по ОСТ 26-1404-76. Тогда действительная скорость при вводе
сырья в колонну:
2. Штуцер для вывода дистиллята:
Принимаем скорость вывода дистиллята из колонны 15
Объемный расход дистиллята:
- плотность пара при температуре .
по ОСТ 26-1404-76. Тогда действительная скорость вывода
дистиллята:
3. Штуцер для подачи флегмы:
Принимаем скорость ввода жидкости 1,5
Объемный расход флегмы:
где плотность жидкости при температуре верхней части колоны
по ОСТ 26-1404-76. Тогда действительная скорость подачи
флегмы:
. Штуцер для ввода горячей струи в колонну:
Принимаем скорость пара 15
Объемный расход горячей струи:
где
где удельная теплота парообразования смеси:
плотность пара при температуре
по ОСТ 26-1404-76. Тогда действительная скорость ввода
горячей струи:
. Штуцер для отвода жидкости из куба:
Принимаем скорость жидкости 1,5
Объемный расход жидкости:
то есть объемный расход жидкости равен количеству жидкости, орошающей
нижнюю часть колонны.
- плотность жидкости при температуре нижней части колонны
по ОСТ 26-1404-76. Тогда действительная скорость вывода
дистиллята:
8. РАСЧЕТ
И ПОДБОР СЫРЬЕВОГО НАСОСА
Геометрическая высота подъема смеси 12,7м, температура 18. На линии всасывания ( расположены 2 прямоточных вентиля, 3
отвода под углом 90 На линии нагнетания (установлено 2 отвода под углом 90, 3 отвода под углом 110, 2 нормальных вентиля, 1
измерительная диафрагма, 1 теплообменник.
Выбираем насос по напору и мощности.
1. Выбираем диаметр трубопровода, приняв скорость смеси w во всасывающий и нагнетательной
линиях одинаковой и равной 1,5 т.1,1[1].
где V-объемный расход жидкости,.
где - плотность смеси при температуре 18 т.IV[1].
Тогда
По с.17[2] принимаем стандартный диаметр трубопровода (наружный диаметр
70мм с толщиной стенки 3,5мм, внутренний диаметр 63мм).
Тогда фактическая скорость:
Определим режим течения:
Режим турбулентный.
- вязкость смеси при 18, , т.IX [1],
По т.XII [1] примем значение абсолютной
шероховатости стенок труб е=0,2мм - трубы стальные при незначительной коррозии.
Относительная шероховатость . По графику 1.5 [1] находим значение коэффициента трения 𝜆=0,0269.
Сумма коэффициентов местных сопротивлений т.XIII[1]:
На всасывающей линии:
Вход в трубу(принимаем с острыми краями) 0,5
прямоточных вентиля 1,164
отвода () 0,33
На нагнетательной линии:
отвода () 0,22
отвода () 0,3729
нормальных вентиля 8,765
измерительная диафрагма 3,6
теплообменник
выход из трубы 1
Гидравлическое сопротивление теплообменника [2]:
где z- число ходов,
скорость жидкости в трубах:
, т.IV[1],
Коэффициент трения:
где
динамический коэффициент вязкости жидкости, Па·с, т.IX [1],
Скорость в штуцерах:
Сумма коэффициентов местных сопротивлений:
,5+1,164+0,33+0,22+0,3729+8,765+3,6+1=15,9519.
Тогда
С учетом теплообменника:
Потери напора:
ректификационный сырье
дефлегматор колонна
Тогда полный напор, развиваемый
насосом:
где - гидравлическое сопротивление верхней части колонны.
Полезная мощность насоса:
Для центробежного насоса средней производительности примем Тогда мощность, потребляемая
двигателем насоса:
По т.2,5[1] устанавливаем, что по заданным производительности и напору
следует выбрать центробежный насос марки , для которого при оптимальных
условиях работы производительность , напор Н=25м, к.п.д. насоса . Насос снабжен двигателем ВАО-31-2
номинальной мощностью 3кВт (, частота вращения вала ).
ЗАКЛЮЧЕНИЕ
В данном курсовом проекте мы рассчитали и спроектировали ректификационную
установку для разделения смеси ацетон - бензол. В ходе расчета мы получили
ректификационную колонну с диаметром 2,0 метра и высотой 31 метр. Также мы
рассчитали и подобрали вспомогательное оборудование: подогреватель сырья,
дефлегматор и кипятильник, кроме того подобрали сырьевой насос.
Нашей целью был также расчет штуцеров для ввода сырья в
колонну, отвода жидкости из куба, возврата флегмы в колонну, ввода горячей
струи в колонну и для вывода дистиллята.
Данный курсовой проект позволил нам не только самостоятельно
рассчитать ректификационную установку, но и наиболее полно изучить процесс
ректификации в ходе расчета курсового проекта.
ЛИТЕРАТУРА
1. Павлов К.Ф.,
Романков П.Г., Носков А.А.„ Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов
химической технологии.” - Л.: Химия, 1987. 576с.
. Основные
процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию” под ред.
Дытнерского Ю.И.; М., Химия, 1983
. Лащинский
А.А.„ Конструирование сварных химических аппаратов: Справочник”. Л.:
Машиностроение, 1981. 382 с.
. «Расчеты
основных процессов и аппаратов нефтепереработки. Справочник.» под ред. Судакова
Е.Н.; М.,Химия, 1979