Процесс ректификации и расчет ректификационной колонны

• 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 массои 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) в, 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:

;

;

гдемолярная 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:

;

,

Гдемольные 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; у — 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 :

у = 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 2 м.

— 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 ?? — 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=101 330+14712,16=116 042,16Па.

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 — 100єС.

Температурная схема кипятильника:

Определяем среднюю разность температур:

t_ср = t₁ - t₂ =100−79,07=20,93єС, где

t ₁=100єС — температура конденсации водяного пара,

t ₂=79,07єС — температура низа колонны .

Для определения коэффициента теплоотдачи от пара, конденсирующегося на наружной поверхности труб высотой H, используют формулу (2.23):

гдекоэффициент 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.

плотность паров над кипящей жидкостью где М — молярная масса пара рис. 2 диаграмма t-x, y.

pрабочее давление в колонне, Па.

поверхностное натяжение жидкости, т.XXIV.

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=4,0 м 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=3,0 м, 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 2,0 мм, 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 принимаем коэффициент теплопередачи К =550 Вт/м²К при передачи тепла от конденсирующегося пара органических веществ к воде, температура конденсации дистиллята t =65,8°C.

Определяем среднюю разность температур по уравнению 4.79 [1],

Определяем необходимую поверхность теплообмена:

По данным т.2,3 [2], выберем одноходовой теплообменник по ГОСТ 15 118–79:

поверхность теплообмена F = 226 м²

длина труб 4,0 м 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 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 ГОСТ 15 118–79:

поверхность теплообмена F = 31 м²

длина труб 3,0 м 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:

4. 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:

5. 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 12,7 м, 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 70 мм с толщиной стенки 3,5 мм, внутренний диаметр 63мм).

Тогда фактическая скорость:

Определим режим течения:

Режим турбулентный.

— вязкость смеси при 18,, т. IX [1],

По т. XII примем значение абсолютной шероховатости стенок труб е=0,2мм — трубы стальные при незначительной коррозии. Относительная шероховатость. По графику 1.5 находим значение коэффициента трения ??=0,0269.

Сумма коэффициентов местных сопротивлений т. XIII[1]:

На всасывающей линии:

Вход в трубу (принимаем с острыми краями) 0,5

2 прямоточных вентиля 1,164

3 отвода () 0,33

На нагнетательной линии:

2 отвода () 0,22

3 отвода () 0,3729

2 нормальных вентиля 8,765

1 измерительная диафрагма 3,6

1 теплообменник

выход из трубы 1

Гидравлическое сопротивление теплообменника [2]:

где zчисло 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:

0,5+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.

1. Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А.А." Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии." - Л.: Химия, 1987. 576с.

2. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию" под ред. Дытнерского Ю. И.; М., Химия, 1983

3. Лащинский А.А." Конструирование сварных химических аппаратов: Справочник". Л.: Машиностроение, 1981. 382 с.

4. «Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки. Справочник.» под ред. Судакова Е. Н.; М., Химия, 1979