ФЕДЕРАЛЬНОЕ АГЕНТСТВО ПО ОБРАЗОВАНИЮ
АНГАРСКАЯ ГОСУДАРСТВЕННАЯ ТЕХНИЧЕСКАЯ АКАДЕМИЯ
КАФЕДРА МАШИН И АППАРАТОВ ХИМИЧЕСКИХ ПРОИЗВОДСТВ
КУРСОВОЕ ПРОЕКТИРОВАНИЕ
по процессам и аппаратам химической технологии на тему:
«Спроектировать ректификационную установку для разделения
бензол – толуол»
Проектировал студент
гр. Мху – 06 – 1
Руководитель проекта
Подоплелов Е. В.
Ангарск, 2009
СОДЕРЖАНИЕ
1 ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА
2 ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АППАРАТА
2.1 Материальный баланс колонны
2.2 Пересчет массовых долей
2.3 Расчет рабочего флегмового числа
2.4 Расчет физико-химических параметров процесса колонны
2.5 Определение диаметра колонны
2.6 Определение тангенса угла наклона
2.7 Определение высоты колонны
2.8 Гидравлический расчет колонны
2.9 Расчет патрубков
2.10 Расчет кипятильника
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1 ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА
Ректификация – частичное или полное разделение гомогенных жидких смесей на компоненты в результате различия их летучести и противоточного взаимодействия жидкости, получаемой при конденсации паров, и пара, образующегося при перегонке.
Ректификация широко распространена в химической технологии и применяется для получения разнообразных продуктов в чистом виде, а также для разделения газовых смесей после их сжижения (разделение воздуха на кислород и азот, разделение углеводородных газов и др.).
Процесс ректификации не применяется при разделении чувствительных к повышенным температурам веществ, при извлечении ценных продуктов или вредных примесей из сильно разбавленных растворов, разделении смесей близкокипящих компонентов.
Технологическая схема процесса ректификации представленная на рис.1.
Исходную смесь из промежуточной емкости-1 центробежным насосом-2 подают в теплообменник-3, где подогревают до температуры кипения и подают в колонну на ту тарелку, где кипит смесь того же состава хF, т.е. на верхнюю тарелку нижней исчерпывающей части колонны. Верхняя часть колонны называется укрепляющей по легколетучему компоненту.
Внутри ректификационной колонны-4 расположены контактные устройства в виде тарелок или насадки. Снизу вверх по колонне движется пар, поступающий из выносного куба – испарителя (кипятильника)-5 (куб – испаритель может размещаться и непосредственно под колонной). На каждой тарелки происходит частичная конденсация пара труднолетучего компонента и за счет конденсации – частичное испарение легколетучего компонента. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка хW, т.е. обеднен легколетучим компонентом. Таким образом, пар, выходящий из куба – испарителя и представляющий собой почти чистый труднолетучий компонент, по мере движения вверх обогащается легколетучим компонентом и покидает колонну в виде почти чистого пара легколетучего компонента. Для полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава хР, получаемой в дефлегматоре-6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Пар конденсируется в дефлегматоре, охлаждаемом водой. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения – дистиллята, который охлаждается в теплообменнике-7 и направляется в промежуточную емкость-8. Флегма, стекая по колонне и взаимодействуя с паром, обогащается труднолетучим компонентом.
Из куба – испарителя отводят нижний продукт или кубовый остаток.
/>Из кубовой части колонны насосом-9 непрерывно выводится кубовая жидкость – продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике-10 и направляется в емкость-11.
Рис. 1. Технологическая схема ректификационной установки
2 ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АППАРАТА
2.1 Материальный баланс колонны
Производительность колонны по дистилляту Р и кубовому остатку Wопределяется из уравнений материального баланса:
/>,
где F, Р, W – расход исходной смеси, дистиллята, кубового остатка, кг/с;
ХF, ХР, ХW – концентрация низкокипящего компонента в исходной смеси, кубовой остатке и дистилляте.
F= 10000 кг/ч = 2,78 кг/с
/>= 1,26 кг/с
W= 2,78 – 1,26 = 1,52 кг/с
2.2 Пересчет массовых долей
Пересчет массовых долей в мольные:
/>,
где MA и MБ – молярные массы низкокипящего (бензол) и высококипящего (толуол) компонентов, кг/кмоль.
/>
/>
/>
2.3 Расчет рабочего флегмового числа
Для технологического расчета ректификационной колонны необходимо построить равновесную зависимость между жидкостью и паром для смеси в координатах У–X и t–X, У.
Определяем минимальное флегмовое число:--PAGE_BREAK--
/>
/> – концентрация легколетучего компонента в паре, находящегося в равновесии с исходной смесью XF(графика У–X). = 70,5 %
Рабочее флегмовое число определяется как />,
где β – коэффициент избытка флегмы (β= 1,02÷3,5).
Определяется рабочее флегмовое число R, отрезок B, число теоретических тарелок в колонне nT, путем вписывания «ступенек» между равновесной и рабочими линиями. Рабочие линии строятся для каждого отрезка />. Результаты расчетов заносим в таблицу 2.
Таблица 2
β
R
В
nТ
пТ(R+ 1)
1,2
1,56
38,4
17,8
45,57
1,5
1,95
33,3
14,2
41,89
1,8
2,34
29,4
12,5
41,75
2,5
3,25
23,1
11
46,75
3,5
4,08
19,4
10,3
52,33
4,5
5,4
15,4
9,5
60,8
Строится график в координатах /> и из точки минимума на кривой определяется оптимальное рабочее флегмового число R: Rопт = 2,2 при />
/>
2.4 Расчет физико-химических параметров процесса колонны
Средние массовые расходы жидкости для верхней и нижней частей колонны определяются из соотношений:
LB= P· R= Ф = 4421 · 2,2 = 9726,2 кг/ч
LH= Ф + F= P· R+ F= 9726,2 + 10000 = 19726,2 кг/ч
Средний расход пара по колонне постоянен:
G= P· (R+ 1) = 4421 · (2,2 + 1) = 14147,2 кг/ч
средние концентрации жидкости:
/>
/>
средние концентрации пара:
/>
/>
где />; />; /> (график Х-У).
По диаграмме /> при средних концентрациях пара и жидкости определяются средние температуры пара, °С:
/>
средние мольные массы жидкости:
/>;
/>
средние мольные массы пара:
/>;
/>
средние плотности пара:
/>;
/>,
средние плотности жидкости:
/>/>; />,
где ρ1и ρ2 – плотности массы соответственно низкокипящего и высококипящего компонентов при температурах />= 88,5ºС и />= 103ºС
/>и /> – среднее массовые концентрации жидкости вверху и внизу колонны:
/>; />,
/>/>
/>; /> = 800 кг/м3
/>; /> = 787,4 кг/м3
средние вязкости пара:
/>; />
где /> и /> – среднее мольные массы пара в верху и низу колонны, кг/кмоль;
/>и /> – вязкости низкокипящего и высококипящего компонентов паровой смеси при температурах /> и />, мПа·с
/>, /> 0,92 · 10-2 мПа·с;
/>, />0,923· 10-2 мПа·с продолжение
--PAGE_BREAK--
средние вязкости жидкости:
/>,
где /> и /> – вязкости НК и ВК компонентов жидкости при />, мПа·с (табл. 2).
/>; />
/>; />
2.5 Определение диаметра колонны
Рабочая скорость пара для насадочной колонны:
/>,
где ρпи ρж – плотность пара и жидкости.
Насадка – Кольца Рашига 25х25х3.
f=200м2/м3
Е=0,74 м2/м3
Низ колонны:
/>
Верх колонны:
/>
Диаметр колонны рассчитывают отдельно для верхней и нижней частей колонны:
/>
/>
Рассчитанные диаметры верхней и нижней частей колонны отличаются друг от друга на 3,5%
Принимаю d аппарата равным 1600 мм с насыпной насадкой, перераспределительными тарелками типа ТСН-ll (ОСТ 26-705-73) и распределительной тарелкой типа ТСН-lll (ОСТ 26-705-73).
Рабочая скорость пара в колонне при выбранном диаметре:
/>
2.6 Определение тангенса угла наклона
Коэффициент массопередачи зависит от угла наклона кривой равновесия, причем этот угол является переменной величиной. Поэтому линию равновесия из графика Х-У(рис. 1) разбивают на равные участки вертикальными линиями, проведенными через точки Х1= 0,1; Х2= 0,2 и т. д. Для каждого участка определяют тангенс угла наклона отрезка кривой равновесия:
/>
/>
2.7 Определение высоты колонны Расчет высоты насадки методом ВЭТТ:
/>
/>
Действительная высота насадки:
/>
/>
Общая высота насадки:
/>
Высота колонны определяется по формуле:
/>,
где />, />– высота соответственно сепарационной части колонны, расстояние между днищем колонны и тарелкой.
2.8 Гидравлическое сопротивление слоя орошаемой насадки
/>
где /> — гидравлическое сопротивление сухой насадки, Па.
/>,
где /> — свободный объём насадки, />=0,74 м3/м3;
/>— эквивалентный диаметр насадки, />=0,015 м;
/>— коэффициент сопротивления сухой насадки.
/>,
где /> — удельная поверхность насадки, />=200 м2/м3.
Гидравлическое сопротивление для верхней части колонны:
/>
/>
/>
/>
/>
/>
Гидравлическое сопротивление для нижней части колонны:
/>
/>
/>
/>
/>
/>
Общее гидравлическое сопротивление для всей колонны:
/>
2.9 Расчет патрубков
Внутренний диаметр патрубка определяется из уравнений расхода:
/>, откуда />,
где G – массовый расход перекачиваемой среды, кг/с;
ρ – плотность среды, кг/м3;
ω – скорость движения жидкости, м/с
Внутренний диаметр штуцера для вывода дистиллята из колонны: продолжение
--PAGE_BREAK--
/>
Стандартный диаметр патрубка dу= 200 мм (наружный диаметр 219 мм, толщина стенки 6 мм).
Внутренний диаметр штуцера для ввода пара в колонну:
/>
Стандартный диаметр патрубка dу= 300 мм (наружный диаметр 325 мм, толщина стенки 8 мм).
Внутренний диаметр штуцера на входе исходной смеси в колонну:
/>,
Стандартный диаметр патрубка dу= 100 мм (наружный диаметр 108 мм, толщина стенки 5 мм) [2, прил. 7].
Внутренний диаметр штуцера на выходе кубового остатка из колонны:
/>
Стандартный диаметр патрубка dу= 80 мм (наружный диаметр 89 мм, толщина стенки 4 мм).
2.10 Расчет кипятильника
Исходные данные:
Количество паров воды для конденсации G1 = 3,93 кг/с; удельная теплота парообразования смеси (толуола) r1 = 362,5 кДж/кг при температуре кипения tк= 110ºС. В качестве теплоносителя использовать водяной пар с абсолютным давлением 5 кгс/см2. Влияние примеси бензола на теплоотдачу не учитывать.
Тепловая нагрузка аппарата:
Q= G1· r1= 3,93 · 362,5·103 = 1424,63·103 Вт
Расход воды:
G2= />,
где r2=2117·103 Дж/кг – удельная теплота парообразования водяного пара при температуре конденсации tконд=151,1 ºС
/>
Средняя разность температур:
/>
Примем ориентировочный коэффициент теплопередачи от конденсирующего пара к воде (конденсатор) (4, табл. 3) Кор= 1000 Вт/м2·К, тогда требуемая площадь поверхности теплообменника:
/>
Поверхность, близкую к ориентировочной имеет теплообменник с высотой труб Н=2,0 м и диаметром кожуха D=0,6 м и поверхностью теплообмена F=40 м2. Испарители могут быть только одноходовыми, с диаметром труб d=25x2 мм.
Проведу уточненный расчет:
/>,
где ρ1=777 кг/м2; λ1=0,116 Вт/(м ·К); μ=0,251 ·10-3 Па·с; σ1=18,35·10-3 Н/м — физико-химические характеристики жидкого толуола при tкип=110ºС
Значение коэффициента b определяется по формуле:
/>,
где ρп – плотность паров толуола, при tкип=110ºС
/>
/>
/>
Коэффициент теплоотдачи для пара, конденсирующегося на наружной поверхности труб высотой Н, определяется:
/>,
где ρ2=932 кг/м2; λ2=0,683 Вт/(м ·К); μ2=0,207 ·10-3 Па·с – физико-химические характеристики конденсата воды при tконд=132,9ºС
/>
Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений:
/>,
где /> — толщина стенки, />мм;
λст – теплопроводность нержавеющей стали, λст =17,5 Вт/(мК)
/>
Коэффициент теплопередачи:
/>
Удельная тепловая нагрузка:
/>
/>
откуда
/>
Это уравнение решается графически, задаваясь значением q. В качестве первого приближения принимается ориентировочное значение удельной тепловой нагрузки:
/>
q=40000 Вт/м2 у =2,55
q=38000 Вт/м2 y =0,93
q=37000 Вт/м2 y =0,15
при у=0 q=36800 Вт/м2
Требуемая поверхность F=1424630/36800=38,71 м2
Выбранный из каталога теплообменник с F=40 м2; D=600 мм; Z=1; n=257; H=2,0 м; d=25x2 мм подходит, так как присутствует запас поверхности.
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л.: Химия, 1987.
Методические указания по курсовому проектированию процессов и аппаратов химической технологии. «Расчет ректификационной установки непрерывного действия». – Ангарск, АГТА, 2000.
Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 2-е изд., перераб. и дополн.- М.: Химия, 1991.
Расчет теплообменников. Справочно-методические указания по курсовому проектированию процессов и аппаратов химической технологии. Составили: Л. И. Рыбалко, Л. В. Щукина. Ангарская государственная техническая академия. – Ангарск: АГТА, 2001.