Расчет ректификационной колонны

Размещено на http://www.allbest.ru/

Министерство по науке и образованию РФ

Государственное образовательное учреждение высшего профессионального образования

Тихоокеанский государственный университет

Кафедра химической технологии материалов

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

к курсовому проекту по дисциплине:

Химическая технология топлива и углеродных материалов

На тему:

РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ

Хабаровск - 2013



РЕФЕРАТ

Курсовой проект на тему: “Расчет ректификационной колонны” содержит 4 рисунка, 5 таблиц, 3 чертежа формата А1, 6 приложений, 7 литературных источников.

ректификация, материальный баланс, флегмовое число, дефлегматор, число тарелок, диаграмма фазового равновесия, гидравлический расчет, брызгоунос

Объектом исследований является ректификационная колонна непрерывного действия с клапанными тарелками для разделения смеси этиловый спирт - вода.

Цель работы - провести технологические и конструкторские расчеты для определения основных параметров ректификационной колонны; выполнить чертежи ректификационной колонны и клапанной тарелки, содержащие виды и разрезы, поясняющие устройство спроектированной конструкции.



СОДЕРЖАНИЕ

ВВЕДЕНИЕ

1. Расчет ректификационной колонны

1.1 Составление материального баланса

1.2 Определение давления в колонне

1.3 Построение диаграммы фазового равновесия

1.4 Определение числа теоретических тарелок

1.5 Определение расхода пара и флегмы

1.6 Тепловой баланс колонны

1.7 Гидравлический расчет

1.7.1 Определение линейной скорости паров

1.7.2 Расчет верхней части колонны

1.7.3 Расчет нижней части колонны

1.7.4 Расчет скорости пара

1.7.5 Расчет величины брызгоуноса

1.7.6 Определение реального числа тарелок

1.7.7 Определение высоты колонны

1.8 Определение диаметров штуцеров

1.9 Определение толщины тепловой изоляции

1.10 Определение площади поверхности теплопередачи кипятильника и дефлегматора

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ

ПРИЛОЖЕНИЕ А(основное)

ПРИЛОЖЕНИЕ Б (основное)

ПРИЛОЖЕНИЕ В (основное)

ПРИЛОЖЕНИЕ Г (основное)

ПРИЛОЖЕНИЕ Д (основное)

ПРИЛОЖЕНИЕ Е (основное)

ВВЕДЕНИЕ

В ряде химических, нефтяных, пищевых и других отра-слях производства в результате различных технологических процессов получают смеси жидкостей, которые необходимо раз-делить на составные части. Для разделения смесей жидкостей и газовых смесей в промышленности применяют способ простой перегонки (дистилляции), перегонки под вакуумом и с водяным паром, молекулярной перегонки и ректификации. Ректификацию широко используют в промышленности для полного разделения смесей летучих жидкостей, частично или целиком растворимых одна в другой.

Ректификацией называется процесс разделения жидкой смеси на компоненты, при этом происходит массообмен, т.е. переход вещества из жидкой фазы в паровую и наоборот.

Процесс ректификации осуществляется в ректификационной установке, включающей ректификационную колонну, состо-ящую из нижней части, в которой происходит удаление легко-летучего компонента, из стекающей вниз жидкости, и верхней (укрепляющей) части, в которой происходит удаление легко-летучего компонента, его насыщение, дефлегматор (обычно представляет собой кожухотрубчатый теплообменник). В ряде случаев в дефлегматоре происходит конденсация всех паров, вышедших из колонны. В концевом холодильнике дистиллят охлаждается до заданной температуры. Иногда в дефлегматоре конденсируется лишь часть паров для получения флегмы, а полная конденсация и охлаждение происходит в холодильнике.



1. РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ

Производительность колонны G = 12000 кг/ч; низкокипящий компонент (НКК) - этиловый спирт; высококипя-щий компонент (ВКК) - вода; концентрация НКК (в массовых долях) в сырье = 0,20, в дистилляте = 0,90, в кубовом остатке = 0,05; тип тарелки - клапанная.

1.1 Составление материального баланса колонны

Массовые расходы дистиллята G и кубового остатка G определяются соответственно по формулам:

G = G,(1)

G = G.(2)

G = 12000 = 2117,6 кг/ч,

G = 12000 = 9882,4 кг/ч.

Проверка:

G = G + G,

12000 = 2117,6 + 9882,4.

После определения массового расхода дистиллята G и кубовой жидкости G находится массовый расход каждого компонента в дистилляте G и кубовом продукте G, мольный расход компонентов в продуктах разделения смеси N и N, а также мольный состав получаемых дистиллята и остатка . Массовые расходы этанола и воды в сырье, дистилляте и кубовом продукте определяются соответственно по формулам:

G = G ,(3)

G = G ,(4)

G = G .(5)

G = 12000 0,20 = 2400 кг/ч;

G = 2117,6 0,90 = 1905,84 кг/ч;

G = 9882,4 0,05 = 494,16 кг/ч;

G = 12000 0,80 = 9600 кг/ч;

G = 2117,6 0,10 = 211,76 кг/ч;

G = 9882,4 0,95 = 9388,24 кг/ч.

Проверка:

G = G + G

2400 = 1905,84 + 494,16

9600 = 211,76 + 9388,24

Мольные расходы этанола и воды в сырье, дистилляте и кубовом продукте рассчитываются по формулам:

N = ,(6)

N = ,(7)

N = .(8)

N = = 52,2 кмоль/ч,

N = = 41,5 кмоль/ч,

N = = 10,7 кмоль/ч,

N = = 533,3 кмоль/ч,

N = = 11,9 кмоль/ч,

N = = 521,6 кмоль/ч.

Проверка:

N = N + N

52,2 = 41,5 + 10,7,

533,3 = 11,9 + 521,6.

Мольные доли этанола и воды в сырье, дистилляте и кубовой жидкости определяются по формулам:

х = ;(9)

х = ;(10)

х = ;(11)

х = = 0,089;

х = = 0,911;

х = = 0,777;

х = = 0,223;

х = 0,020;

х = = 0,980.

Проверка:

=1,0

0,089 + 0,911 = 1,0;

0,777 + 0,223 = 1,0;

0,020 + 0,980 = 1,0.

Материальный баланс колонны приведен в приложении А.

1.2 Определение давления в колонне

В данном курсовом проекте в верхнем продукте содержится 77,7% (мольных долей) этанола, поэтому температура кипения такой смеси будет незначительно отличаться от температуры кипения чистого этанола, которая при атмосферном давлении составляет 78,3^оС. В этом случае в дефлегматоре для конденсации паров, поступающих с верха колонны, можно использовать воду. При этом нет необходимости значительно повышать давление в колонне по сравнению с атмосферным. В то же время температура кипения смеси в кубе колонны не может значительно отличатся от температуры кипения воды, так как содержание воды в кубовом продукте составляет 98% (мольных долей). Такая температура не вызовет затруднений при выборе теплоносителя для использования его в кипятильнике колонны.

Поскольку при давлении в колонне, близком к атмосферному, обеспечиваются приемлемые значения температур верха и куба колонны, целесообразно принять давление на верху колонны несколько больше атмосферного для преодоления гидравлических сопротивлений в шлемовой трубе и дефлегматоре.

Принимаем давление верха колонны = 115 кПа; число реальных тарелок в верхней части колонны n=10, в нижней части колонны -m=3; гидравлическое сопротивление тарелок в верхней части = 350 Па, в нижней части = 540 Па. Тогда давление в зоне питания и нижней части колонны в соответствии с формулами составит:

= ,(12)

= .(13)

= 115 + 10•0,350 = 118,5 кПа;

= 118,5 + 3•0,540 = 120,1 кПа.

1.3 Построение диаграммы фазового равновесия в координатах у-х и t-x,y

Данные о равновесных составах паровой и жидкой фаз и температура кипения смесей представлены в приложении Б /1/, где х и у - содержание этанола в жидкой и паровой фазах соответственно, выраженное в мольных процентах.

По данным приложения Б строятся диаграммы фазового равновесия в координатах у-х и t-x,у (приложение В).

Давление в верху и в низу колонны отличаются от давления в зоне питания незначительно, поэтому по изобарным температурным кривым кипения и конденсации с достаточной точностью можно определить температуры в зоне питания t, на верху t и в кубе t колонны (приложение В рисунок В.1).

Так как сырье поступает в колонну при температуре кипения (е=0), для нахождения температуры t достаточно из точки с абсциссой х = 0,089, соответствующей мольной доле этанола в сырье, восстановить перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой кипения.

Температура в зоне питания составляет t = 87,0С. Аналогично определяется температура в кубе колонны t = 98,0С. Для определения температуры паров на верху колонны t из точки с абсциссой х, соответствующей мольной доле этанола в дистилляте, восстанавливается перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой конденсации. Температура на верху колонны составляет t = 78,3С.

1.4 Определение числа теоретических тарелок

Для бинарных смесей минимальное флегмовое число определяется по формуле:

R = ,(14)

где y_F - мольная концентрация НКК в паре, равновесном с жидкостью питания;

y_D - мольная концентрация НКК в дистилляте, если в дефлегматоре конденсируется весь пар, У = X;

х - мольная концентрация НКК в сырье.



Определение величины y_F показано в приложении В на рисунке В.2 (у = 0,409).

Подставляя численные значения в формулу (14), получим:

R = = 1,28.

В простейших случаях значение флегмового числа определяется из соотношения

R = в·R,(15)

где в - коэффициент избытка флегмы.

Ориентировочно оптимальное флегмовое число можно определить как минимум функции ѓ(R) (приложение Г рисунок Г.1).

Функция ѓ(R) определяется соотношением

ѓ(R) = n(R+1),(16)

где n- число теоретических тарелок в колонне.

Расчет оптимального флегмового числа показан в таблице 1.

Таблица 1

Расчет оптимального флегмового числа

	R	n	n(R+1)
1,25	1,6	23	59,8
1,53	1,96	18	53,3
1,95	2,50	15	52,4
2,10	2,69	13	47,9
2,20	2,82	13	49,6
2,30	2,94	13	51,2
2,40	3,07	13	52,9
2,70	3,46	12	53,5



На рисунке Г.1 приложения Г видно, что минимуму функции ѓ(R) соответствует точка А, абсцисса которой и определяет значение оптимального флегмового числа R= 2,69.

В случае ректификации бинарных смесей для расчета числа теоретических тарелок n широко используется графический метод Мак-Кэба и Тиле. По этому методу на диаграмму фазового равновесия в координатах у - х, приведенную в приложении В на рисунке В.2, наносятся рабочие линии верхней АД и нижней СД частей колонны.

Между линией равновесия и рабочими линиями колонны вписываются теоретические ступени изменения концентрации. Число вписанных ступеней концентрации и равно теоретическому числу тарелок n.

Рабочая линия верхней части колонны АД наносится на диаграмму у-х в соответствии с формулой:

у_в = (17)

Уравнение рабочей линии нижней части колонны СД определяется по формуле:

у_н = х,(18)

где ѓ = - относительный (на 1 кмоль дистиллята) мольный расход сырья;

х - мольная концентрация низкокипящего компонента в кубовой жидкости.

На рисунке Д.1 приложения Д показано определение числа теоретических тарелок для оптимального флегмового числа.

Подставляя численные значения в формулу (17), получим:

у_в = = 0,729х+0,222.

Подставляя численные значения в формулу (18), получим:

у_н = = 3,324х-0,009;

ѓ = = 9,576.

Число теоретических тарелок в верхней части колонны n= 10 (не считая ступень, огибающую точку Д). В нижней части колонны с учетом того, что роль одной тарелки выполняет кипятильник, число теоретических тарелок m= 3.

1.5 Определение расходов пара и флегмы в колонне

Жидкий поток, вносимый в колонну сырьём, определяется по формуле (e = 0):

=G(1-e)=12000кг/ч. (19)

Массовый расход пара в верхней части колонны определяется по формуле:

G = G(R+1) = 2117,6 (2,69 + 1) = 7813,94 кг/ч.(20)

Так как все сырье поступает в жидкой фазе, то:

G=0, G=G=G= 7813,94 кг/ч.(21)

Массовый расход флегмы , поступающей в зону питания:

g = RG = 2,69•2117,6 = 5696,34 кг/ч.(22)

Массовый расход флегмы , поступающей в нижнюю часть колонны:

g = g₀ + g_n = 12000 + 5696,34 = 17696,34 кг/ч.(23)

Массовая концентрация НКК во флегме , поступающей на последнюю тарелку нижней части колонны (счет тарелок в нижней части колонны идет снизу вверх), определяется по формуле:

= ,(24)

где - концентрация этанола в жидком потоке сырья по условию.

Ориентировочно можно принять, что:

? 1,05·,

? 1,05·0,20 ? 0,21,

= = 0,203.

Массовая концентрация НКК в паровом потоке, поднимающемся с последней тарелки нижней части колонны в зону питания:



= = = 0,396.(25)

Массовая концентрация НКК в паровом потоке, покидающем зону питания:

= = = 0,396.(26)

Проверка:

0,210 > 0,203 > 0,200

0,396 = 0,396

1.6 Тепловой баланс колонны

Принимаем температуру холодного испаряющегося орошения t=40⁰С. Теплофизические свойства этанола и воды представлены в приложении Е.

Тепловой поток, отводимый водой в дефлегматоре, рассчитывается по формуле:

,(27)

при этом средние значения удельной теплоты испарения r_D и удельной теплоемкости с_D находятся по правилу аддитивности:

r= = 965,46 кДж/кг; (28)

с = = 3,31 кДж/(кг•К); (29)

Q = [965,46+3,31(78,3-40)] = 2370,73 кВт.

Энтальпия сырья i, дистиллята i, кубовой жидкости i определяются по правилу аддитивности при соответству-ющей температуре:

i = ( = 349,22 кДж/кг; (30)

i = ( = 259,35 кДж/кг; (31)

i = ( = 415,06 кДж/кг. (32)

С учетом тепловых потерь, принятых равными 4% от полезно используемого расхода теплоты, тепловой поток в кипятильнике рассчитывается по формуле:

Q = ;(34)

Q = =2598,54 кВт.

В качестве теплоносителя в кипятильнике колонны принимаем насыщенный водяной пар с абсолютным давлением 0,294 МПа (3 атм) и степенью сухости =95%. Такой пар имеет температуру 132,9С, энтальпию I=2730 кДж/кг; энтальпия конденсата I=558,9 кДж/кг /2/. Расход водяного пара G в кипятильнике колонны рассчитывается по формуле:

G_т = ,(35)

где I, I- начальная и конечная энтальпия теплоносителя в кипятильнике соответственно.

G_т = = 1,26 кг/с.

Принимаем, что вода в дефлегматоре нагревается от t=25С до t=38C. Тогда расход воды в дефлегматоре рассчитывается по формуле:

G = (35)

i_х.н., i _х.к.- соответственно начальные и конечные энтальпии хладагента в дефлегматоре.

G = = 43,6 кг/с 0,0436 м/с 156,96 м/ч.

Массовый расход холодного испаряющегося орошения рассчитывается по формуле:

g = (36)

где I - энтальпия пара, поступающего в дефлегматор при температуре t;

i - энтальпия флегмы при температуре t_Х.

= = 4835,61 кг/ч.



Энтальпия паров I и флегмы i определяется по правилу аддитивности:

I = = 1254,47 кДж/кг; (37)

i = = 117,16 кДж/кг. (38)

Массовый расход горячего орошения, стекающего с 1-ой тарелки верхней части колонны:

+(39)

= 4835,61+ = 5397,48 кг/ч

Проверка:

;

5397,48 5696,34.

1.7 Гидравлический расчет

Гидравлический расчет ректификации колонны включает:

1. выбор типа и конструкции контактного устройства (тарелки или насадки);

2. определение скорости пара и диаметра колонны;

3. определение основных размеров контактных и переливных устройств;

4. расчет гидравлического сопротивления контактных устройств;

5. проверку работоспособности контактных устройств;

6. определение эффективности контактных устройств, включающее расчет числа реальных тарелок и общей высоты колонны.

1.7.1 Определение линейной скорости паров

Средние мольная _В и массовая концентрации НКК в флегме в верхней части колонны:

= = 0,433;

= = 0,55.

Средние мольная и массовая концентрации НКК в флегме нижней части колонны:

= = 0,054;

= = 0,125.

Средние мольные концентрации низкокипящего компонента в паре находятся по уравнениям рабочих линий колонны (17)-(18):

- для верхней части колонны:

у = = 0,550;

- для нижней части колонны :

у = = 0,300.



Средние температуры пара в концентрационной t_В и отгонной t_Н частях колонны определяются для средних концентраций пара у_В и у_Н по изобарным температурным кривым кипения и конденсации смеси этанол - вода (приложение В рисунок В.1):

t= 82,3 ⁰С; t_Н = 91,2 ⁰С.

Средние молярные массы пара в верхней М и нижней М частях колонны:

М = = 33,4 кг/кмоль;

М = = 26,4 кг/кмоль.

Средние давления в верхней и нижней частях колонны:

= = 116,8 кПа;

= = 119,3 кПа..

Средние плотности пара в верхней и нижней частях колонны:

= = 1,32 кг/м;

= = 1,04 кг/м.

Средние плотности флегмы в верхней и нижней частях колонны:

, откуда = 821,3 кг/м;

, откуда = 931,8 кг/м.

Средние объемные расходы пара в верхней V_в и нижней V_н частях колонны:

V_в = = 1,64 м/с;

V = = 2,09 м/с.

Максимально допустимая линейная скорость пара в верхней и нижней частях колонны определяются по уравнению (40). Принимаем расстояние между клапанными тарелками h = 0,4 м /3/. Значение коэффициента С, входящего в уравнение, определяем по графику /2/.

(40)

где с, с - плотности жидкости и пара.

= 0,058 = 1,45 м/с;

= 0,058 = 1,74 м/с.

Диаметр колонны в верхней D и нижней D частях рассчитывается по формуле:



D = (41)

где V - объемный расход паровой фазы в колонне.

D = = 1,26 м;

D = = 1,30 м.

Поскольку диаметры обеих частей колонны близки, принимаем диаметр колонны D одинаковым, для всего аппарата. В соответствии с нормальным рядом диаметров колонн (ГОСТ 9617-76) принимаем D = 1,4 м.

Фактическая скорость пара в верхней и нижней частях колонны в соответствии с уравнением (39) составит:

= (42)

= = 1,06 м/с;

= = 1,36 м/с.

По ОСТ 26-666 - 72 принимаем следующие размеры клапанной тарелки: ширина щели b = 6 мм, шаг щелей t = 24 мм, высота тарелки s = 4 мм; свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) - 14 % от общей площади тарелки; материал - углеродистая сталь.

1.7.2 Расчет верхней части колонны

Скорость пара в отверстиях тарелок:

= = 7,57 м/с.

Коэффициент сопротивления неорошаемых клапанных таре-лок = 1,75 /4/. Тогда гидравлическое сопротивление сухой тарелки рассчитывается по формуле:

= = 1,75 = 66 Па.(43)

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

= = 6,2 Па.(44)

Периметр сливной перегородки П = 1,13 м [ОСТ 26-01-108-85]. Принимаем отношение плотности парожидкостного слоя (пены) на тарелке к плотности жидкости = 0,5.

Средний объемный расход флегмы в верхней части колонны:

V = = = 0,0019 м/ч. (45)

Высота слоя над сливной перегородкой :

= = = 0,016 м. (46)

Высота парожидкостного слоя на тарелке:



h = h+h = 0,04+0,016 = 0,056 м. (47)

Сопротивление парожидкостного слоя:

= = = 293,3 Па.(48)

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

= ++ = 82+6,2+293,3 = 381,5 Па. (49)

1.7.3 Расчет нижней части колонны

Расчет нижней части колонны проводится аналогично расчету верхней части колонны:

= = 10,7 м/с;

= = 104,2 Па;

= = 22,0 Па.

= = 0,0052 м/с;

= = 0,03 м;

= 0,04+0,03 = 0,07 м;

= = 415,9 Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

= 104,2+22,0+415,9 = 542,1 Па.

Проверим, соблюдается ли при h=0,4 м необходимое условие для нормальной работы тарелок по формуле:

h1,8;(50)

- для тарелок верхней части колонны:

0,4 = 0,09 м;

- для тарелок нижней части колонны:

0,4 = 0,11 м.

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается, и расстояние между тарелками h = 0,4 м обеспечивает нормальную работу переливных устройств.

1.7.4 Расчет скорости пара

Рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях , достаточную для того, чтобы решетчатая тарелка работала всеми отверстиями, по формуле:

= 0,67,(51)

- для верхней части колонны:

= 0,67 = 7,36 м/с;

- для нижней части колонны:

= 0,67 = 9,56 м/с.

Фактические скорости в отверстиях тарелок _отв и _отв больше минимальных и , следовательно, все отверстия тарелок будут работать равномерно.

1.7.5 Расчет величины брызгоуноса

Рассчитываем величину брызгоуноса е_у отдельно для верхней и нижней частей колонны.

Для верхней части колонны:

Средняя вязкость паров определяется по формуле:

(52)

= 0,010 .

Здесь M_HKK,_HKK - соответственно относительная молекулярная масса и вязкость паров этилового спирта; М_вкк,_вкк - соответственно относительная молекулярная масса и вязкость паров воды.

Величина межтарельчатого уноса жидкости е_у определяется по формуле:

е_у = ,(53)

где A, , - коэффициенты; для h0,4 м А = 0,159, = 0,95. = 0,9;

h- глубина барботажа, для решетчатых тарелок h h=0,04 м;

-скорость пара в колонне;

- эффективная рабочая площадь тарелки, для отношения П/D = 1,13/1,4 = 0,81 = 0,63.

Величина S определяется из уравнения:

S = (54)

где ,- соответственно поверхностное натяжение и плотность жидкости;

-соответственно вязкость и плотность пара.

S = = 0,74;

е = = 0,0074 кг жидкости/на кг пара.

Аналогично для нижней части колонны найдена величина брызгоуноса е_у = 0,0021 кг жидкости/кг пара.

ректификационный колонна конструкторский тепловой



1.7.6 Определение реального числа тарелок

Коэффициент относительной летучести для средней температуры в верхней части колонны составляет:

= = 1,80.

Вязкость флегмы :

lg = lg0,42+lg0,35,

= 0,38 ;

= = 0,68.

Находим по графику /2/ = 0,52.

Аналогично находится коэффициент полезного действия в нижней части колонны = 0,55.

Число реальных тарелок в верхней n и нижней m частях колонны рассчитываются по формуле:

n= (55)

n = 20, m = 6.

1.7.7 Определение высоты колонны

Число реальных тарелок и расстояние между ними h определяет высоту тарельчатой части колонны h и h^:

h + h = (n - 2)h(56)

Высота зоны питания h_3n и расстояние от крышки до первой тарелки концентрационной части h_B определяются конструктивно: h_в=1-2 м,

h_3n ? 2h ? 2•0,4 = 0,8

Расстояние от днища до первой тарелки отгонной части h_H рассчитывается исходя из условия запаса для 15-20-минутной работы насоса, откачивающего кубовую жидкость, в случае прекращения поступления сырья в колонну: h_H ? 2-2,5м.

Высота опоры колонны h_о рассчитывается в зависимости от диаметра колонны:

h_о = (1-2)D = 2•1,4 = 2,8 м. (57)

Рассчитанные значения гидравлического сопротивления тарелок = 381,5 Па и = 542,1 Па незначительно отличаются от принятых в начале расчета (соответственно 350 и 540 Па), поэтому никакие корректировки в расчет колонны вносить не следует.

Высота колонны в определяется по формуле:

H = h+h+h+h+h+h(58)

Н = = 16,1 м.

1.8 Определение диаметров штуцеров

Плотности жидких продуктов холодного орошения _х, сырья и кубового остатка рассчитываются в зависимости от температуры и состава:



= , откуда= 786 кг/м;

, откуда = 908 кг/м;

, откуда = 955 кг/м.

Плотности паров, поступающих из кипятильника колонны, и паров, уходящих с верха колонны, рассчитываются при соответствующих температурах и давлениях:

= = 0,703 кг/м;

= = 1,610 кг/м.

Диаметр штуцера d_ш зависит от допустимой скорости потока щ_доп и определяется как диаметр колонны из уравнения объемного расхода по формуле:

d = (59)

где V_n - объемный расход потока в трубопроводе.

Диаметр штуцера А для выхода паров из колонны в дефлегматор:

d = = 0,31 м.

Принимаем по ГОСТ 12821-80: d_A =350 мм

Диаметр штуцера В для входа холодного орошения:

d = = 0,041 м.

Принимаем по ГОСТ 12821-80: d_B =50 мм.

Диаметр штуцера С для ввода сырья:

d = = 0,054 м.

Принимаем по ГОСТ 12821-80: d_c = 65 мм.

Диаметр штуцера К для вывода, кубовой жидкости в кипятильник колонны:

d = = 0,11 м.

Принимаем по ГОСТ 12821-80: d_K = 125 мм.

Диаметр штуцера Е для ввода паров из кипятильника колонны:

d = = 0,47 м

Принимаем по ГОСТ 12821-80: d_E = 500 мм.

1.9 Определение толщины тепловой изоляции колонны

Толщина изоляции д должна быть такой, чтобы температура на внешней поверхности изоляции t при температуре окружающей среды t= 25С не превышала в помещениях 48С, а на открытом воздухе 60 °С. Допускаемый тепловой поток с наружной поверхности изоляции q_noт зависит от температуры на внутренней поверхности изоляции t.

Выбираем в качестве теплоизоляционного материала стеклянную вату, для которой коэффициент теплопроводности =0,05 Вт/(). Принимаем температуру на внутренней поверхности изоляции равной t_cm1 = 99°С, на наружной поверхности изоляции t_cm2 = минус 9°С для зимних условий. Температуру окружающей среды для зимних условий принимаем t_cp = минус 20°С, для летних условий t'_cp = 18°С.

Считаем, что тепловые потери зимой составляют q_noт = 115 Вт/м².

Так как диаметр колонны является достаточно большим (D = 1,4 м), для расчета толщины изоляции можно воспользоваться формулой (60) для плоской стенки, предполагая, что D_BН/D_H > 0,5:

q_noт = ,(60)

где л - коэффициент теплопроводности материала изоляции;

б - коэффициент теплоотдачи от наружной поверхности изоляции к окружающей среде;

D D - наружный и внутренний диаметры изоляции.

Коэффициент б рассчитывается по формуле:

б = 9,74+0,07(t-t_cp).(61)

Зимние условия

Из правой части уравнения (60) рассчитывается толщина изоляции:



= = 0,047 м.

= 9,74+0,07[-9-(-20)] = 10,51 Вт/().

Расчетное значение тепловых потерь q_noт.р находится по правой части соотношения (60):

q = 10,4[-9-(-20)]= 115,61 Вт/м.

Так как q_nom q_nom._p, никаких корректировок в значения ранее принятых температур вносить не надо.

Проверим условие применимости уравнения (60), приняв толщину стенки колонны = 10 мм:

= = .

Принимаем толщину тепловой изоляции равной:=0,047 м

Найдем температуру наружной поверхности изоляции _cт2 для летних условий. Для этого преобразуем соотношение (60), подставив в него значение а из уравнения (61):

= 9,74(t- t)+0,07(t- t);

= 9,74(t-18)+0,07(t-18)

Находим t = 25°С. Такая температура: является допу-стимой.

Летние условия

Тепловые потери летом составляют величину:

= = 78,7 Вт/м.

1.10 Определение площади поверхности теплопередачи кипятильника и дефлегматора

Кипятильник. Принимаем коэффициент теплопередачи от греющего пара к кипящей жидкости К_к =1200 Вт/() /2/. Расчетная площадь поверхности теплопередачи кипятильника F определяется по формуле:

F = (62)

где Q - тепловая мощность (расход теплоты) аппарата;

К - коэффициент теплопередачи в аппарате;

?t - средняя разность температур горячего и холодного теплоносителя в аппарате.

F = = 72,1 м.

Принимаем в качестве кипятильника кожухотрубчатый испаритель с паровым пространством, имеющий площадь поверхности теплообмена F = 100 м.

Запас площади теплообмена кипятильника:

= •100 = 28%(63)

Дефлегматор. Расчетная площадь поверхности теплообмена в дефлегматоре F_дp складывается из площади поверхности, необходимой для конденсации паров , и площади поверхности, необходимой для охлаждения конденсата и определяется по формуле:

= (64)

Принимаем коэффициент теплопередачи в зоне конденсации паров = 800 Вт/(), а в зоне охлаждения конденсата

= 560 Вт/() /2/.

Тепловой поток в зоне конденсации паров

= = 2315,9 кВт.

Тепловой поток в зоне охлаждения конденсата:

= = 302,8 кВт.

Проверка:

= = 2315,9+302,8 = 2618,7 кВт.

Температуру в конце зоны конденсации паров можно найти по формуле:

= (65)

= = 25,4С.

Средняя разность температур в зоне конденсации паров и в зоне охлаждения конденсата:

= = 36,7С;

= = 30,1С.

Расчетная, площадь поверхности теплопередачи дефле-гматора:

F = = 96,8 м.

Принимаем в качестве дефлегматора одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с площадью поверхности теплообмена: F=100 м.

Запас площади теплообмена составляет:

= = 3,2%.



ЗАКЛЮЧЕНИЕ

Процесс ректификации широко используется в переработке материалов общей химии и нефтехимии особенно. В обозримом будущем он сохранит свою актуальность, но следует отметить его высокую энергоемкость, что, видимо, рано или поздно скажется на области его применения. Показателем энергоемкости может служить тот факт, что нефтехимия на собственные нужды расходует от 8 до 12 % перерабатываемого сырья. В этой связи целесообразно привести результаты производственного опыта проектирования систем ректифика-ционного разделения смесей, которые позволят уменьшить эне-ргетические затраты процесса.

При разделении смеси по температурам кипения компонентов в первую очередь отделяют самый низкокипящий компонент.

Во вторую очередь отделяется компонент, находящийся в избытке по сравнению с другими компонентами.

При разделении смеси необходимо соблюдать условие, когда в кубе и в верху колонны были бы примерно эквимолярные количества компонентов.

Трудные разделения проводятся с минимальными количествами в конце схемы разделения.

Вывод корродирующих компонентов должен быть осуще-ствлен как можно раньше.

Существенным фактором уменьшения энергетических затрат процессом ректификации является вакуум (вернее, раз-режение), который способен смещать, уменьшать температуру кипения компонента, увеличивая при той же температуре его испарение.

Лёгкость разделения компонентов при ректификации определяется величиной коэффициента относительной летучести. Для близкокипящих компонентов давления их насыщенных паров сближаются, что приводит к уменьшению коэффициента летучести. При коэффициенте летучести менее 1,05 разделение таких смесей обычной ректификацией становится затруднительным, так как при этом требуется большое число теоретических тарелок и большое флегмовое число.

Если компоненты образуют азеотропную смесь, т.е. смесь, кипящую при определённой температуре и имеющую коэффициент относительной летучести, равный 1,0, то применение обычной ректификации не позволяет разделить смесь на индивидуальные компоненты.

Для разделения близкокипящих компонентов и компонентов, образующих азеотропную смесь, применяют ректификацию в присутствии разделяющего компонента. Ректификация в присутствии разделяющего компонента в зависимости от летучести будет называться азеотропной или экстрактивной ректификацииией. Этот вид ректификации может применяться наряду с обычной ректификацией для уменьшения энергетических затрат процесса.

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ

1. Коган В.Б., Фридман В.М., Кофаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром. - М.: Наука, 1966.-900с.

2. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: Учебное пособие для вузов/под ред. П.Г. Романкова - 9-е изд., 1981.-560 с.

3. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. - М. 1978.-227 с.

4. Методические указания к расчету гидравлического сопротивления ректификационных аппаратов А.М. Черемисова. Н.В. Финаева, В.Н. Фролов 1983.-32 с.

5. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию под ред. Ю.И. Дытнерского - 1983. - 273 с.

6. Альперт Л.З. Основы проектирования химических установок. 1982.-303 с.

7. Козлита А.Н., Устинов В.А. Ректификация/ методическое пособие / Комсомольск-на-Амуре. 2005.-68 с.



ПРИЛОЖЕНИЕ А (основное)

Материальный баланс ректификационной колонны

Таблица А.1

Материальный баланс колонны

Компонент	Молярная масса М, кг/кмоль	Сырье	Дистиллят	Кубовый остаток
		Массовый расход GiF, кг/ч	Массовая доля	Мольный расход NiF кмоль/ч	Мольная доля XiF	Массовый расход GiD, кг/ч	Массовая доля	Мольный расход NiD кмоль/ч	Мольная доля XiD	Массовый расход Giw кг/ч	Массовая доля	Мольный расход Niw кмоль/ч	Мольная доля Xiw
Этанол	46	2400	0,20	52,2	0,089	1905,84	0,90	41,5	0,777	494,16	0,05	10,7	0,05
Вода	18	9600	0,80	533,3	0,911	211,76	0,10	11,9	0,223	9388,24	0,95	521,6	0,95
Сумма		12000	1,0	585,5	1,0	2117,6	1,0	53,4	1,0	9882,4	1,0	532,3	1,0



ПРИЛОЖЕНИЕ Б (основное)

Равновесные составы жидкости и пара при давлении =101 кПа

Таблица Б.1

Равновесные составы жидкости и пара при давлении =101 кПа

t,С	х	у	t,С	х	у
100	0,00	0,0	84,0	17,2	50,5
99,3	0,28	3,2	83,4	20,6	53,0
96,9	1,18	11,3	83,0	21,0	52,7
96,0	1,37	15,7	82,3	25,5	55,2
96,0	1,44	13,5	82,0	28,4	56,7
95,6	1,76	15,6	81,4	32,1	58,6
94,8	2,22	18,6	81,5	32,4	58,6
93,8	2,46	21,2	81,2	34,5	59,1
93,5	3,02	23,1	80,9	40,5	61,4
92,9	3,31	24,8	80,5	43,0	62,6
90,5	5,19	31,8	80,2	44,9	63,3
90,5	5,30	31,4	80,0	50,6	66,1
89,4	6,25	33,9	79,5	54,5	67,3
88,4	6,73	37,0	78,8	66,3	73,3
88,6	7,15	36,2	78,5	73,5	77,6
87,2	8,71	40,6	78,4	80,4	81,5
85,4	12,6	46,8	78,3	91,7	90,6
84,5	14,3	48,7	78,3	100,0	100,0



ПРИЛОЖЕНИЕ В (основное)

Диаграммы фазового равновесия в координатах у-х и t-х,у при давлении =101 кПа

Рисунок В.1 - Изобарные температурные кривые кипения и конденсации смеси этиловый спирт - вода

Рисунок В.2 - Диаграмма фазового равновесия бинарной смеси этанол - вода в координатах у-х



ПРИЛОЖЕНИЕ Г (основное)

Определение оптимального флегмового числа

Рисунок Г.1 - Определение оптимального флегмового числа.



ПРИЛОЖЕНИЕ Д (основное)

Определение числа теоретических тарелок в колонне

Рисунок Д.1 - Определение числа теоретических тарелок в колонне



ПРИЛОЖЕНИЕ Е

(основное)

Теплофизические свойства воды и этилового спирта

Таблица Е.1

Теплофизические свойства воды

Свойство	Вода
	Температура,
	40	78,4	82,3	87,0	91,2	99,0
Удельная теплоемкость С, кДж/(кг*К)	4,18	4,19	4,19	4,19	4,19	4,23
Давление насыщеного пара Р, мм.рт.ст.			389,6		550,3
Удельная теплота парообразования r, кДж/кг		2312,7
Плотность жидкости , кг/м	992	972,9	970,4	967,1	964,2	958,7
Поверхностное натяжение , мН/м	69,65	62,89	62,17	61,31	60,53	59,08
Вязкость пара , мПас	0,011	0,012	0,012	0,013	0,013	0,013
Вязкость жидкости , мПас	0,66		0,35		0,32

Таблица Е.2

Теплофизические свойства этилового спирта

Свойство	Этиловый спирт
	Температура,
	40	78,4	82,3	87,0	91,2	99,0
Удельная теплоемкость С, кДж/(кг*К)	2,79	3,21	3,27	3,31	3,37	3,48
Давление насыщеного пара Р, мм.рт.ст.			700		1000
Удельная теплота парообразования r, кДЖ/кг		849,1
Плотность жидкости , кг/м	772	736,5	732,8	728,4	724,4	717,0
Поверхностное натяжение , мН/м	20,6		17,09
Вязкость пара , мПас	0,0082	0,0090	0,0095	0,0100	0,0105	0,0112
Вязкость жидкости , мПас	0,83		0,42		0,37

Размещено на Allbest.ru