Размещено на http://www.allbest.ru/

Технологический расчет ректификационной установки непрерывного действия



Введение

технологический ректификационный летучий жидкость

Ректификация - процесс разделения гомогенных смесей летучих жидкостей путем двустороннего массообмена и теплообмена между неравновесными жидкой и паровой фазами, имеющими различную температуру и движущимися противоположно друг другу.

Разделение осуществляется обычно в колонных аппаратах при многократном или непрерывном контакте фаз. При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественно низкокипящий компонент, которым обогащаются пары, а из паровой конденсируется преимущественно высококипящий компонент переходящий в жидкость. В результате обмена компонентами между фазами в конечном счете пары представляют собой почти чистый низкокипящий компонент. Эти пары выходящие из верхней части колонны после их конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят (верхний продукт) и флегму - жидкость, возвращающую для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися в колоне парами. Снизу удаляется жидкость представляющая собой почти чистый высококипящий компонент - кубовый остаток (нижний продукт). Часть остатка испаряют в нижней части колонны для получения восходящего потока пара.

Ректификация известна с начала девятнадцатого века, как один из важнейших технологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности. В настоящее время ректификацию всё шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение (в производных органического синтеза, изотопов, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).



1. Технологическая схема ректификационной установки

Принципиальная схема ректификационной установки приведена на рисунке 2.1:

Рисунок 2.1 Схема ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарных смесей: 1 - ректификационная колонна; 2 - подогреватель исходной смеси; 3 - дефлегматор; 4 - кипятильник (куб) колонны; 5 - теплообменник

Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5, где состав жидкости равен составу исходной смеси x_F.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4.

Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка Х_W, 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) состава х_Р, получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения -- дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8. Из кубовой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость -- продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 10и направляется в емкость 11. Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом).

1.1 Технологический расчет аппарата

Известно два основных метода анализа работы и расчета ректификационных колонн: графоаналитический (графический) и аналитический. Целью расчета массообменного аппарата является определение конструктивных размеров, т.е. высоты и диаметра колонны, гидромеханических и экономических показателей ее работы. При расчете процессов ректификации составы жидкостей обычно задаются в массовых долях или процентах, а для практического расчета удобнее пользоваться составами жидкостей и пара, выраженными в мольных долях или процентах.



Задание:

Выполнить технологический расчет ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарной смеси вода - ацетон с определением основных геометрических размеров колонного аппарата, а также вспомогательного оборудования.

Условия проведения процесса:

· Разделяемая бинарная смесь предварительно подогрета до температуры кипения.

· Во всех вариантах технологических установок предусматривается горячее орошение колонн.

· Производительность: G_D=70т/сутки. = 0,810 кг/сек

· Содержание НК:

X_F=0,52 моль,

X_D=0,92моль,

X_W=0,04 моль.

· Давление в колонне: П=1,2 атм. 882 мм.рт.ст

· Тип тарелки - колпачковая.

Обозначения:

F - исходная смесь;

D - готовый верхний продукт(дистиллят);

W -кубовый остаток;

X_F, X_D, X_W - составы соответственно исходной смеси, готового верхнего готового продукта и кубовой жидкости;

П - давление в колонне;

НК - низкокипящий компонент.



2. Материальный баланс

Материальный баланс колонны

При расчете процессов ректификации составы жидкостей обычно задаются в массовых долях или в процентах.

Для дальнейших расчётов необходимо концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка выразить в массовых долях:

Где: х_А - мольная доля компонента А в жидкой фазе;

- массовая доля компонента А;

x_B - мольная доля компонента B в жидкой фазе, x_B=1-x_A;

Компонент А - низкокипящий компонент;

М_А, М_В - молекулярные массы компонентов А и В.

Молекулярная масса ацетона: M_ац=0,5808 кг/моль.

Молекулярная масса воды: M_вод=0,018 кг/моль.

Питание:

Дистиллят:



Кубовый остаток:

Относительный мольный расход питания:1- 0,

Материальный баланс колонны:

G_F=G_D+G_W.

Соответственно материальный баланс по НК:

Решим систему уравнений:

0,399

G_W = 2,33;

G_W= 5,84;

G_F= 75,84.



Где G_F= 75,84 кг/c- массовый расход исходной смеси;

G_D= 70 кг/с - массовый расход дистиллята;

G_W= 5,84кг/с - массовый расход кубовой жидкости.

Из номограммы XIV, с. 565 [2] следует (ацетон - 51 точка, вода - 34 точка), что при заданном давлении (882 мм.рт.ст.) температура кипения ацетона равна 58⁰С, температура кипения воды 96 ⁰С.

В этом интервале выбирается произвольный ряд температур: 58, 70, 80, 90, 100, 110, 120, 130, 140,150. При этих температурах по номограмме XIV, с. 565 [2] определяются давления паров ацетона и воды.

Для вычисления равновесных составов фаз используются законы Дальтона и Рауля.

Мольная доля низкокипящего компонента Х в жидкости определяется по уравнению

Мольная доля низкокипящего компонента в паре у^* рассчитывается по уравнению

,

где Р_А, Р_В - давления насыщенных паров низкокипящего и высококипящего компонентов соответственно, мм.рт.ст.;

П - общее давление в системе, мм.рт.ст;

x и y^* - мольные доли смеси ксилол-ацетон в жидкости и в равновесном с ним паре.

Данные по расчету равновесного состава фаз сведены в таблицу 1.



Таблица 1. Равновесные составы жидкости и пар смеси вода - ацетон

t, 0С	Рац, мм.рт.ст.	Рвод, мм.рт.ст.	П, мм.рт.ст.
56	882	882	882	1	1
62	150	150		0,86	0,98
68	200	200		0,75	0,93
74	1700	260		0,43	0,83
80	2000	340		0,33	0,74
86	2400	440		0,23	0,61
92	2800	550		0,15	0,47
98	3400	882		0	0

По полученным данным о равновесии между жидкостью и паром строим изобары температур кипения и конденсации смеси на диаграмме t=f(x,) (приложение 1, рис.1).

2.1 Расчет флегмового числа

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R. Минимальное флегмовое число можно рассчитать по формуле

где- мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесном с исходной смесью, определяется по диаграмме t=f(x,) (приложение 1, рис.1).

Для нашего случая . Отсюда:



Оптимальное флегмовое число найдем из условия получения минимального произведения N(R+1), пропорционального объема колонны, где N - число ступеней изменения концентрации (теоретическое число тарелок), определяющее высоту колонны, а (R+1) - расход паров и, следовательно, сечение колонны.

Задавшись различными значениями коэффициента избытка флегмы, при котором достигается оптимальное флегмовое число, определим соответствующие флегмовые числа по формуле:

Рабочие линии для верхней (укрепляющей) части колонны строим по уравнению [2]:

Графическим построением ступеней изменения концентраций между равновесной фазой между равновесной и рабочими линиями на диаграмме состав пара y - состав жидкости x (приложение 2, рис.1-6) находим N - число ступеней.

Таблица 2 - Результаты расчетов рабочего флегмового числа

В	1,9	2,5	3	3,5	4,5
R	0,26	0,35	0,42	0,49	0,63
N	6,1	5,3	5,0	4,8	4,7
N(R=1)	7,43	7,15	7,1	7,15	7,66



Минимальное произведение N(R=1) соответствует флегмовому числу R=0,42 На рис.4. (приложение 2) изображены рабочие линии и ступени изменения концентраций для верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) частей колонны в соответствии с найденным значением R=0,42.

Эту величину и принимаем в дальнейших расчетах за оптимальное рабочее число флегмы. Число ступеней изменения концентраций при этом равно 5.

2.2 Определение скорости пара и диаметра колонны

Средние концентрации жидкости:

А) в верхней части колонны

x'_ср = (x_F + x_D)/2 = (0,52+0,92)/2 = 0,72;

Б) в нижней части колонны

x''_ср = (x_F + x_W)/2 = (0,52+0,04)/2 = 0,28;

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:

А) в верхней части колонны

y'_ср = 0,29x'_ср+0,65 = 0,29*0,72+0, 65 = 0,86;

Б) в нижней части колонны

y''_ср = 1,58x''_ср- 0,023 = 1,58*0,28-0,023 = 0,419;



Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x, y (приложение 1, рис.1).

A) при y'_ср = 0,86t'_ср = 73 °C;

Б) при y''_ср = 0,419 t''_ср = 75 °C.

Средние мольные массы и плотности пара:

А) M '_ср = 0,86*58+0,14*18=52,4 кг/кмоль;

Б) M ''_ср = 0,419*58+0,581*18 = 35 кг/кмоль;

Средняя плотность пара в колонне:

Найдем плотность жидкости в колонне

Чтобы найти температуру смеси в верхней части колонны, надо на диаграмме t-x, y (приложение 1, рис.1)отложить значения x_F= 0,52 и x_D= 0,92, найти соответствующие температуры.

Плотность жидкого ацетона при 60°C_ац = 746кг/м³, а жидкого воды при 96 °C_вод = 961,5 кг/м³. Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне: _ж= (746+961,5)/2 = 853,75кг/м³.

Определяем скорость пара в колонне по уравнению (7.17) [2]. По данным каталога-справочника «Колонные аппараты» принимаем расстояние между тарелками h = 400мм. Для колпачковых тарелок по графику (рис.7.2) [1] находим C =0,043

Скорость пара в колонне по уравнению (7.17а) [2]:

Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне t_ср = (73+94)/2 = 83,5°C.

Где M_D - мольная масса дистиллята, равная

M_D = 0,92·58+0,08·18 = 54,8кг/кмоль.

Диаметр колонны равен:

По каталогу-справочнику «Колонные аппараты» [3] берем D = 800мм, тогда скорость пара в колонне будет:



2.3 Гидравлический расчет тарелок.

Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части и в нижней части колонны по уравнению:

гдеДpсух - сопротивление сухой тарелки;

Дpб - сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения;

Дpгж - сопротивление газожидкостного слоя на тарелке.

А) в верхней (укрепляющей) части колонны:

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

где ж = 4,5 - коэффициент сопротивления для колпачковых тарелок;

- скорость газа в прорезях колпачка, м/с;

.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

где у = 18,6 Н/м- поверхностное натяжение смеси при средней температуре в верхней части колонны 60 °С[2];

Для колпачковых тарелок dэ = 4f/П ,м, гдеf- площадь свободного сечения прорези( паровых патрубков),м; П- длина линии барботажа, м. [3].

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Где g - ускорение свободного падения, м/с²;

k=0,5 - относительная плотность газожидкостного слоя пены[2];

р_ж - плотность жидкости, кг/м³;

l= 25 мм - расстояние от верхнего края прорезей до сливного порога;

e = 30 мм - высота прорези;

Дh -высота уровня жидкости над сливным порогом, м.

Величина Дhопределяется по формуле истечения через водослив с учетом плотности пены:

где V_ж - объемный расход жидкости, м³/с;

П = 0,57 м - периметр сливной перегородки[3];

р_Ж = р_СМ = 762 кг/м³.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:



гдеМ_ср - средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль;

М_D - мольная масса дистиллята, кг/кмоль.

М_ср = 0,72*58+0,28*18 = 46,8кг/кмоль

.

.

.

h = h_{n +} h = 0.04+0.011297=0.051297 м.

R=0.5

g =9.81

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

.

Б) в нижней части колонны:

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

где ж = 4,5 - коэффициент сопротивления для колпачковых тарелок;

- скорость газа в прорезях колпачка, м/с;

Где F_c- относительная площадь для прохода паров, м²;

P_г - плотность газа, кг/м³.

В соответствии с [3] D = 1 м =>F_c= 0,097 м², P_г = 2,506 кг/м³

.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

Примерно поверхностное натяжения воды температуре в верхней части колонны 94 °С[2]; где у = 60,75 Н/м-

.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Дh -высота уровня жидкости над сливным порогом, м.

Величина Дhопределяется по формулеистечения через водослив с учетом плотности пены:

где V_ж - объемный расход жидкости, м³/с;

П = 0,818 м - периметр сливной перегородки[3]; р_Ж = р_СМ = 762 кг/м³.



Объемный расход жидкости в нижней части колонны, рассчитывается по формуле:

Где М_ср - средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль;

М_D - мольная масса дистиллята, кг/кмоль;

М_F- мольная масса жидкости питания, кг/кмоль.

М_ср = 0,28*58+0,72*18 = 29,2кг/кмоль;

М_F= 0,52*58+0,72*18= 29,2 кг/кмоль.

.

.

.

h = h_{n +} h = 0.04+1,0640=1,104 м.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

.

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 0,5 м необходимое условие для нормальной работы тарелок:



Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.

Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях , достаточную для того, чтобы колпачковая тарелка работала всеми отверстиями:

.

Рассчитанная скорость ; следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

2.4 Определение числа тарелок и высоты колонны

Наносим на диаграмму y- x рабочие линии верхней и нижней части колонны (приложение 1, рис.1) и находим число ступеней изменения концентрацииn_T . В верхней части колоны части, всего 16 ступеней.

Число тарелок рассчитываем по уравнению [2]:



Для определения среднего к.п.д. тарелок находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов , и динамический коэффициент вязкости исходной смеси µ при средней температуре колонне =78°C .

Давление насыщенного пара в верхней части колонны при =83°C для ацетона =760 мм рт. ст., Воды =300 мм рт. ст. [2], откуда = 760/300=2,53.

Динамический коэффициент вязкости исходной смеси[2]:

=0,14сП.

=2,53*0,14*=0,354.

По графику 7.4[2] находим =0,35.

Длина пути жидкости на тарелке:

L=D-2b.

По теореме Пифагора:

L==0,56 (м)

По графику 7.5 [2] найдем значение поправки на длину пути, Д=0.

Средний КПД тарелок:

.



Число тарелок в верхней части колонны:

/=2/0,35=7.

Число тарелок в нижней части колонны:

/=3/0,35=9.

Общее число тарелок =16, с запасом =19, из них в верхней части колонны 11 тарелок и в нижней части 8 тарелок.

Высота тарельчатой части колонны:

H_T= (n-1)h= (19-1)0,5= 9 м.

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

=373*11+6243*8 ? 540447кгс/см².

2.5 Тепловой расчет установки

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе вычисляем по формуле:

-удельная теплота конденсации ацетона при 60

-удельная теплота конденсации воды при 96

Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара:

-3 % от полезно затрачиваемой теплоты;

1,03(523120+0,81*0,55*4190*60+5,84*1*4190*96-19,40*1,1*4190*72)=3557260,42 Вт

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

Q=1,05**(=1,05 * 19,44*0,54*4190(72-18)=2493946,32

Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси - 4190

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q=*(=0,81*0,57*4190*(60-20)=77380,92 (Вт)

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

Q=*(=5,84*0,61*4190*(96-20)=1134410,656 (Вт)

Расход греющего пара, имеющего давление и влажность 5 %:

а)в кубе-испарителе



=3357260,42/(2141**0,95)=1,65кг/с

-удельная теплота конденсации греющего пара

б)в подогревателе исходной смеси

=1,22 кг/с

Всего: 1,65+1,22=2,87кг/с

Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 5

а)в дефлегматоре

б)в водяном холодильнике дистиллята

в)в водяном холодильнике кубового остатка

Всего: 0,207001 или 745,20



Заключение

технологический ректификационный летучий жидкость

При выполнении курсовой работы был произведен расчет ректификационной установки с требуемыми техническим заданием и характеристиками.

На основе материального расчета рассчитаны материальные потоки в колонне и определен диаметр ректификационной колонны - 800 мм. Найдено оптимальное флегмовое число R = 0,42. Рассчитано действительное число тарелок и рассчитали высоту колонны, а также мы произвели тепловой расчет ректификационной колонны.



Список используемой литературы

1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии: учебник для вузов. - М.:ООО ИД «Альянс», 2009 -753 с.

2. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов. - М.:ООО ИД «Альянс», 2007 - 576 с.

3. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю.И. Дытнерского.- М.:ООО ИД «Альянс», 2010 -4966 с.



Приложение

Рисунок 1. Определение число ступеней



Рисунок 2. Определение число ступеней



Рисунок 3. Определение число ступеней



Рисунок 4 - Изображение процесса разделения бинарной смеси путем ректификации на диаграмме t--х--у



Рисунок 5. Определения флегмового числа

Размещено на Allbest.ru