Проектирование ректификационной установки для разделения смеси бинарной бензол — уксусная кислота, производительностью по дистилляту 200 кг/ч

Проектирование ректификационной установки для разделения бинарной бензол — уксусная кислота, производительностью по дистилляту 200 кг/ч

Ректификация — один из способов разделения жидких смесей основанный на различном распределении компонентов смеси между жидкой и паровой фазами. В качестве аппаратов служащих для проведения ректификации используются ректификационные колонны — состоящие из собственно колонны, где осуществляется противоточное контактирование пара и жидкости, и устройств, в которых происходит испарение жидкости и конденсация пара — куба и дефлегматора. Колонна представляет собой вертикально стоящий полый цилиндр внутри которого установлены так называемые тарелки (контактные устройства различной конструкции) или помещен фигурный кусковой материал — насадка. Куб и дефлегматор — это обычно кожухотрубные теплообменники (находят применение также трубчатые печи и кубы-испарители.

Назначение тарелок и насадки — разделение межфазной поверхности и улучшение контакта между жидкостью и паром. Тарелки, как правило, снабжаются устройством для перелива жидкости. В качестве насадки ректификационных колонн обычно используются кольца, диаметр которых равен их высоте.

Как в насадочных, так и в тарельчатых колоннах кинетическая энергия пара используется для преодоления гидравлического сопротивления контактных устройств и для создания динамической дисперсной системы пар — жидкость с большой межфазной поверхностью. Существуют также ректификационные колонны с подводом механической энергии, в которых дисперсная система создаётся при вращении ротора, установленного по оси колонны. Роторные аппараты имеют меньший перепад давления по высоте, что особенно важно для вакуумных колонн.

По способу проведении различают — непрерывную и периодическую ректификацию. В первом случае разделяемая смесь непрерывно подается в ректификационную колонну, а из колонны непрерывно отводятся две или более число фракций, обогащенных одними компонентами и обедненных другими. Полная колонна состоит из двух секций укрепляющей и исчерпывающей. Исходная смесь (обычно при температуре кипения) подается в колонну, где смешивается с так называемой извлеченной жидкостью, стекающей по контактным устройствам (тарелкам или насадке) исчерпывающей секции противотоком к поднимающемуся потоку пара. Достигая низа колонны, жидкость обогащается тяжелолетучими компонентами. В низу жидкость частично испаряется в результате нагрева подводящимся теплоносителем, и пар снова поступает в исчерпывающую секцию. Пройдя её, обогащенный легколетучими компонентами, пар поступает в дефлегматор, где обычно полностью конденсируется подходящим хладагентом. Полученная жидкость делится на два потока — дистиллят и флегму. Дистиллят является продуктовым потоком, а флегма поступает на орошение укрепляющей секции, по контактным устройствам которой стекает. Часть жидкости выводится из куба колонны в виде так называемого кубового остатка (также продуктовый поток).

Если исходную смесь нужно разделить непрерывным способом на число фракций больше двух, то применяется последовательное либо параллельно — последовательное соединение колонн.

При периодической ректификации исходная жидкая смесь единовременно загружается в куб колонны, емкость, которая соответствует желаемой производительности. Пары поступают в колонну и поднимаются к дефлегматору, где происходит их конденсация. В начальный период весь конденсат возвращается в колонну, что отвечает режиму полного орошения. Затем конденсат делится на дистиллят и флегму. По мере отбора дистиллята (либо при постоянном флегмовом числе, либо с его изменением из колонны выводятся сначала легколетучие компоненты, затем среднелетучие и так далее). Нужную фракцию (или фракции) отбирают в соответствующий сборник. Операция продолжается до полной переработки первоначально загруженной смеси.

Основные области промышленного применения ректификации — получение отдельных фракций и индивидуальных углеводородов из нефтяного сырья в нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности, окиси этилена, акрилонитрила, акрилхлорсиланов — в химической промышленности. Ректификация широко используется и в других отраслях народного хозяйства: коксохимической, лесохимической, пищевой, химико-фармацевтической промышленностях.

Задание по курсовому проектированию

Спроектировать ректификационную установку для непрерывного разделения смеси: бензол — уксусная кислота под атмосферным давлением. Сделать подробный расчет ректификационной колонны и водяного холодильника кубового остатка (режим движения теплоносителей — турбулентный). Куб-испаритель, подогреватель исходной смеси, холодильник дистиллята и воздушный дефлегматор рассчитать приближенно, используя коэффициенты теплопередачи из «Примеров и задач…». Выбрать стандартные аппараты. Сделать чертеж общего вида холодильника и эскиз технологической схемы установки.

Исходные данные для расчета

1. Колонна насадочная

2. Производительность установки по дистилляту 270 кг/час

3. Концентрация легколетучего компонента в исходной смеси 10% масс

4. Концентрация легколетучего компонента в дистилляте 68% масс

5. Концентрация легколетучего компонента в кубовом остатке 1% масс

6. Температура исходной смеси 25 С°

7. Давление греющего пара 3.5 атм. (изб.).

1. Описание технологической схемы

Исходная смесь из промежуточной ёмкости Е1 центробежным насосом H1 подаётся в теплообменник П, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в середину ректификационной колонны КР на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике К. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка, 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), получаемой в дефлегматоре Д путём конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения — дистиллята, который охлаждается в теплообменнике Х2 и направляется в промежуточную ёмкость ЕЗ.

Из кубовой части колонны насосом непрерывно выводится кубовая жидкостьпродукт, обогащённый труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике X1 и направляется в ёмкость Е2.

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

2. Расчёты

2.1 Расчёт ректификационной колонны

Материальный баланс колонны Производительность колонны по кубовому остатку и дистилляту определим из уравнений материального баланса колонны:

Отсюда находим:

Мольные доли воды в дистилляте, исходной смеси и в кубовой жидкости:

Расход исходной и кубовой жидкости:

Рабочее флегмовое число

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R. Минимальное флегмовое число Rmin определяем по формуле:

где и — мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте; - концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью,

Рабочее флегмовое число:

Относительный мольный расход питания:

Уравнения рабочих линий:

а) верхней (укрепляющей) части колонны б) нижней (исчерпывающей) части колоны Диаграмма х-у с рабочими линиями Расчёт средних физических величин для смеси Средние мольные доли бензола по колонне:

Средние мольные доли паров бензола по колонне (определяется по уравнениям рабочих линий):

Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны соответственно равны:

Мольные массы исходной смеси и дистиллята:

Средние массовые доли бензола в верхней и в нижней частях колонны:

Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней и нижней частей колонны определим из соотношений:

Средние массовые потоки пара в верхней и нижней частях колонны соответственно равны:

Средние мольные массы паров в верхней и нижней части колонны:

Из этого следует:

Средние температуры пара и жидкости определяем по диаграмме t — x, y:

Для пара:

а) при

б) при

Для жидкости:

а) при

б) при

Плотности паров по колонне:

где

Плотность жидкой смеси в колонне:

Вязкости жидкой смеси находим по уравнению:

Поверхностное натяжение жидкой смеси:

Коэффициент диффузии в паровой фазе:

где T — средняя температура в соответствующей части колонны, К;

и — мольные объемы компонентов в жидком состоянии при температуре кипения

Мольные объемы компонентов находим как сумму атомных объемов:

Коэффициент диффузии в жидкости при средней температуре:

Коэффициент диффузии при 20 °C можно вычислить по приближенной формуле:

где A, B — коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя;

Вязкость смеси при температуре 20 °С:

Тогда коэффициент диффузии в жидкости для верхней части колонны при 20 °C равен:

Для нижней части колонны:

Температурный коэффициент b определим по формуле:

где и принимают при температуре 20 °C Плотность жидкой смеси при температуре 20 по Цельсию:

Верхняя часть колонны Нижняя часть колонны:

Отсюда:

Скорость пара и диаметр колонны Выбор рабочей скорости паров обусловлен многими факторами и обычно осуществляется путем технико-экономического расчета для каждого конкретного процесса. Для ректификационных колонн, работающих в пленочном режиме при атмосферном давление, рабочую скорость можно принять на 20−30% ниже скорости захлёбывания. Предельную фиктивную скорость пара, при которой происходит захлёбывание насадочных колонн, определяют по уравнению:

где — предельная скорость пара в критических точках, м/с; а — удельная поверхность насадки, м2/м3; е — свободный объём насадки, м3/м3; мх — динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа•с; и — массовые расходы жидкой и паровой (газовой) фаз, кг/с; и — плотность пара и жидкости соответственно, кг/м3; А и В — коэффициенты.

Выбираем кольца Рашига 50 мм:

Верх:

Низ:

Рабочая скорость пара (газа) рассчитывается по соотношению:

Для определения диаметра колонны пользуются формулой:

где — объёмный расход пара (газа) при рабочих условиях в колонне, м3/с.

Выбираем стандартный аппарат с диаметром 0.4 м для обеих частей колонны и уточняем рабочую скорость пара и

Уточнённую рабочую скорость проверяют по графической зависимости Эдулджи, где комплексы Y и X имеют следующий вид:

где — критерий Фруда рассчитывается по номинальному размеру насадки d (м); - критерий Рейнольдса (условный), также рассчитывается по номинальному размеру d; и — соответственно плотность воды и орошаемой жидкостью, кг/м3.

где и — объёмные расходы жидкости и пара (газа), м3/с; U — плотность орошения.

Расчет плотности орошения производится по формуле:

где U — плотность орошения, м3/(м2•с); Vx — объёмный расход жидкости, м3/с; S — площадь поперечного сечения колонны, м2.

Критерий Рейнольдса:

Критерий Фруда:

Рассчитаем комплексыY и X:

Точки (Xв, Yв) и (Xн, Yн) лежат ниже линии захлебывания, которая соответствует неустойчивому режиму работы. Это означает, что работа колонны устойчива и выбор диаметра колонны правильный.

Определение гидравлического сопротивления 1 м насадки:

где скорость пара (газа) в свободном сечении насадки (действительная);

В результате получаем:

Полученный результат меньше допустимого, следовательно, необходимые параметры выбраны верно!

Активная поверхность насадки. При нагрузках ректификационной насадочной колонны ниже точки подвисания в большинстве случаев не вся поверхность насадки смочена жидкостью и не вся смоченная поверхность активна для процесса массопереноса. Доля активной поверхности насадки, участвующей в процессе массопереноса. Определяется по соотношению:

где U — плотность орошения, м3/(м2с)

a — удельная поверхность насадки, м2/м3

p и q — постоянные, зависящие от типа и размера насадки (кольца Рашига 50 мм: 1.019 10−5 и 0.0086)

При расчете были соблюдены минимальные допустимые значения, следовательно, были правильно выбраны диаметр колонны и размер насадки кольца Рашига 50 мм.

Расчет высоты насадки и колонны.

Высоту насадки Н рассчитываем по модифицированному уравнению массопередачи.

Общее число единиц переноса вычисляют по уравнению:

Обычно этот интеграл определяют численными методами или методами графического интегрирования. Используем численный метод трапеции и программный код Mathcad находим общее число единиц переноса в верхней и нижней части колонны:

Находим общую высоту единиц переноса:

где — тангенс угла наклона рабочей линии или удельный расход жидкой фазы,. и — частные высоты единиц переноса по паровой и жидкой фазам, м.

Высота единицы переноса по паровой фазе:

где — высота единицы переноса по паровой фазе, м; шкоэффициент, определяемый по рис; - диффузионный критерий Прандтля; - массовая плотность орошения,; - массовый расход жидкости,; D — диаметр колонны, м; z — высота насадки одной секции (z не должна превышать — 3 м), м; , — динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа•с;;

и — поверхностное натяжение воды при и жидкости при средней температуре в колонные, .

Высота единицы переноса для жидкой фазы:

установка разделение бензол кислота где — высота единиц переноса по жидкой фазе, м; Ф и с — коэффициенты, определяемые по рис. из учебных пособий; - диффузионный эффект Прандтля. Выбранные коэффициенты из графика:

в: Ф =0,05, с =1, =200 ,

н: Ф =0,05, с =1, =215 ,

Рассчитаем высоту чисел переноса по жидкости:

.

.

Тогда высота чисел переноса по пару равна:

Общая высота единиц переноса для верхней и нижней частей колонны:

Высота насадки для верха и низа колонны:

Общая высота насадки колонны:

Общую высоту колонны определяют по формуле:

где — высота насадки одной секции, м; - число секций (); - высота промежутков между секциями, м; и — высота сепарационного пространства над насадкой и расстояние между днищем колонны и насадкой, соответственно, м.

В соответствии с рекомендациями:

Величина зависит от размеров распределительных тарелок (ТСН-3) и при проектировании м.

Тогда общая высота колонны будет:

Расчет гидравлического сопротивления колонны Гидравлическое сопротивление насадки при пленочном режиме находят по приближенному соотношению:

где b — коэффициент;

U — плотность орошения Тепловой баланс ректификационной колонны Тепловой баланс ректификационной колонны выражается общим уравнением:

где QK — тепловая нагрузка куба; QDколичество теплоты, передаваемой от пара к воде; Qпот — тепловые потери (5%); -теплоёмкости соответствующие дистилляту, кубовому остатку и исходной смеси; - температуры соответствующие дистилляту, кубовому остатку и исходной смеси (находим из диаграммы «Зависимость температуры от равновесных составов пара и жидкости»):, ,

Найдем удельную теплоту конденсации паров дистиллята по аддитивной формуле:

Определим тепловую нагрузку дефлегматора:

Определим теплоёмкости смеси:

При температуре кипения кубовой жидкости:

При температуре кипения дистиллята:

При температуре кипения исходной смеси:

Тогда:

2.2 Приближённый расчёт теплообменной аппаратуры

В качестве греющего агента выберем пар абсолютным давлением 3.5 кг· с/см2, выбор обусловлен тем, что разница между температурой кипения кубовой жидкости и пара должна составлять 20−25 градусов Примем, что вода имеет начальную температуру 10 °C.

Произведем ориентировочные расчеты пяти теплообменников: кубаиспарителя, подогревателя и двух холодильников (дистиллята и кубового остатка).

Куб-испаритель Исходные данные:

Q=83 430 Вт — тепловой баланс куба — испарителя

tг.п.= 147 °C — температура конденсации водяного пара

tW=117.576 °С — температура кипения кубовой жидкости Средняя движущая сила:

Для куба-испарителя коэффициент теплопередачи Кор=1000Вт/(м2.К):

Определим поверхность теплообмена по формуле:

Расход греющего пара:

Характеристика выбранного теплообменника:

Диаметр кожуха

Общее число труб (25?2 мм) Число ходов

Длина труб

Площадь поверхности теплообмена

Дефлегматор Исходные данные:

QD=74 950 Вт

tD=85.258°С — температура конденсации дистиллята Примем, что воздух имеет начальную температуру tвнач=20 °С и нагревается на 40 °C Определим среднюю движущую силу процесса и среднюю температуру воды:

Дtб=tD-tвнач=85.258−20=65.258 °С Дtм=tD-tвкон=85.258−40=45.258°С Поверхность теплообмена (Кор=50Вт/(м2.К):

Теплоёмкость воздуха при его средней температуре:

Расход охлаждающей воды:

Диаметр кожуха

Общее число труб (20?2 мм) Число ходов

Длина труб

Площадь поверхности теплообмена

Холодильник дистиллята Исходные данные:

— расход дистиллята

tD=85.258°С — начальная температура дистиллята

tкон=20 °С — конечная температура дистиллята

tвнач=15 °С — начальная температура воды

tвкон=30 °С — конечная температура воды Определим среднюю движущую силу процесса:

ДtБ=tD-tвкон=85.258−30=55.258 °С ДtМ=tкон-tвнач=20−15=5°С Средняя температура и теплоёмкость воды:

Средняя температура дистиллята:

t1ср=tвср+ Дtср=22.5+20.918=43.418°С Определим теплоемкость дистиллята при t1ср:

Тепловой баланс холодильника дистиллята:

Расход охлаждающей воды:

Поверхность теплообмена:

Коэффициент теплопередачи в холодильнике Кор=500Вт/(м2.К) Характеристика выбранного теплообменника:

Диаметр кожуховой трубы;

Диаметр теплообменной трубы;

Длина теплообменной трубы — 6 м Площадь теплообмена по одной трубе — 1.65м2

Число труб -2

Площадь теплообмена-3.3м2

Подогреватель исходной смеси Исходные данные:

— расход исходной смеси

tг.п.=147 °С — температура конденсации водяного пара

tнач=25 °С — начальная температура исходной смеси

tF=108.193°С — конечная температура исходной смеси Определим среднюю движущую силу процесса:

Дtм=tгп-tF=147−108.193=38.807°С Дtб=tгп-tнач=147−25=122°С Средняя температура исходной смеси:

tсм=tгпДtср=147−72.631=74.369°С Определим теплоемкость исходной смеси:

Тепловой баланс подогревателя исходной смеси:

Ориентировочная площадь теплообмена подогревателя:

Пусть Кор=700Вт/(м2.К), тогда Расход греющего пара:

Характеристика выбранного теплообменника:

Диаметр кожуха

Общее число труб (25?2 мм) Число ходов

Длина труб

Площадь поверхности теплообмена

2.3 Подробный расчёт холодильника кубовой остатка

Исходные данные:

— расход кубовой жидкости

tw=117.576С — начальная температура кубовой жидкости

tкон=20 С — конечная температура кубовой жидкости

tвнач=15 С — начальная температура воды

tвкон=30 С — конечная температура воды Определим среднюю движущую силу процесса:

ДtБ=tw-tвкон=117.576−30=87.576С ДtМ=t1кон-tвнач=20−15=5 С Теплоёмкость, вязкость и теплопроводность воды при средней температуре:

Средняя температура кубовой жидкости:

t1ср=tвср+ Дtср=22.5+28.842=51.342С Определим теплоемкость, вязкость и теплопроводность кубового остатка при t1ср:

Тепловой баланс кубового холодильника:

Расход охлаждающей воды:

Поверхность теплообмена:

Ориентировочный коэффициент теплопередачи в холодильнике Кор=500Вт/(м2.К) Рассмотрим теплообменник «труба в трубе» со следующими характеристиками:

Диаметр кожуховой трубы;

Диаметр теплообменной трубы;

Кубовая жидкость подаётся во внутреннюю трубу, вода — в кольцевое пространство. Критерий Рейнольдса для кубовой жидкости:

Критерий Рейнольдса для воды:

Коэффициент теплоотдачи для кубовой жидкости Так как критерий Рейнольдса выше 10 000, то критерий Нуссельта будет выражаться по следующей формуле:

Критерий Прандтля для смеси при средней температуре 51.342°С:

Примем температуру горячей стенки tст1= 39°С:

Критерий Прандтля при температуре горячей стенки:

Критерий Нуссельта для кубовой жидкости:

Коэффициент теплоотдачи от кубовой жидкости:

Тепловой поток со стороны кубового остатка:

Коэффициент теплоотдачи для воды:

Так как критерий Рейнольдса выше 10 000, то критерий Нуссельта будет выражаться по следующей формуле:

Термическое сопротивление стенок труб:

В качестве хладагента используем воду среднего качества со средним значением тепловой проводимости загрязнений стенок, а тепловая проводимость загрязнений стенок органическими жидкостями. В качестве материала труб выберем сталь с коэффициентом теплопроводности

Температура холодной стенки:

Критерий Прандтля для воды при 22.5°С:

Критерий Прандтля для воды при температуре холодной стенки:

Критерий Нуссельта для воды:

Коэффициент теплоотдачи от стенки к воде:

Тепловой поток со стороны воды:

Сопоставим q1и q2:

Так как условие не выполняется то примем температуру стенки 35.512 С°:

Пересчет для кубовой жидкости:

Критерий Нуссельта для кубовой жидкости:

Коэффициент теплоотдачи от кубовой жидкости:

Тепловой поток со стороны кубового остатка:

Пересчет для воды:

Критерий Нуссельта для воды:

Коэффициент теплоотдачи от стенки к воде:

Тепловой поток со стороны воды:

Сопоставим q1и q2:

Условие выполняется!!!

Коэффициент теплопередачи:

Расчётная площадь поверхности теплопередачи:

Получаем следующую характеристику теплообменника:

Диаметр кожуховой трубы;

Диаметр теплообменной трубы;

Длина теплообменной трубы — 6 м Площадь теплообмена по одной трубе — 0.890м2

Число труб -12

Площадь теплообмена-10.68м2

Заключение

В курсовом проекте была выполнена проектная разработка основной аппаратуры ректификационной установки с технологическим, тепловым и гидравлическим расчётом теплообменных аппаратов и ректификационной колонны. В результате технологического расчёта ректификационной колонны были определены её основные параметры — диаметр и высота, а также основные параметры массообменного процесса в колонне.

Был выполнен приближённый расчет теплообменных аппаратов, входящих в установку с определением ориентировочной поверхности теплообмена этих аппаратов. Для холодильника кубовой жидкости был выполнен полный расчёт коэффициента теплопередачи и определена точная площадь поверхности теплообмена.

Список использованной литературы

1. Павлов К. Ф., Романков П. Т., Носков А. А. «Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. -Л.: Химия, 1987.

2. «Основные процессы и аппараты химической технологии». Пособие по проектированию под ред. Ю. И. Дытнерского. — М.: Химия, 1987.

3. Волжинский А. И., Марков А. В. Ректификация: колонные аппараты с клапанными тарелками: Метод. указания. — СПБ., СПбГТИ (ТУ), 2006. -34 с

4. Волжинский А. И., Константинов В. А. Ректификация. Справочные данные по равновесию пар — жидкость: Метод. указания. — СПБ., СПбГТИ (ТУ), 2002. -20 с

5. Волжинский А. И., Флисюк О. М. Определение средних физических величин потоков пара и жидкости: Метод. указания. — СПБ., СПбГТИ (ТУ), 2002. -8 с