Материал: Ректификационная установка для разделения смеси бензол-ацетон

Ректификационная установка для разделения смеси бензол-ацетон

УО «Полоцкий государственный университет»

Кафедра химической техники

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ

по дисциплине: «ПАХТ»

на тему: «Ректификационная установка для разделения смеси бензол-ацетон»

Выполнила

Спириденок В.В.

Новополоцк 2005

Содержание

Введение

. Материальный баланс

. Построение равновесной и рабочей линии (y-x) и диаграммы (t-x, y)

. Определение числа тарелок

. Определение размеров колонны

. Гидравлический расчет тарелок и давления в кубе

. Тепловой баланс колонны

. Расчет и подбор подогревателя сырья, дефлегматора и кипятильника

.1 Расчет и подбор подогревателя сырья

.2 Расчет и подбор конденсатора

.3 Расчет и подбор кипятильника

. Расчет и подбор насоса

Литература

Введение

Ректификация - способ разделения жидких смесей, состоящих из нескольких компонентов, на составляющие вещества или группы составляющих веществ в результате противоточного взаимодействия паровой смеси и жидкой смеси. Основана на многократном испарении жидкости и конденсации ее паров или на однократном испарении смеси и многоступенчатой конденсацией компонентов. Осуществляется в ректификационных колоннах.

Этот процесс имеет большое значение и расширенное применение. Применяется в химической, нефтеперерабатывающей (для выделения жидких топлив), промышленности, в цветной металлургии (для разделения хлоридов различных металлов), для разделения сжиженных газов, для получения спирта-ректификата. В качестве примеров достаточно указать на разделение природных углеводородов нефти и синтетических углеводородов с целью получения моторных топлив, на выделение индивидуальных газов из их смесей путем предварительного ожижения и последующей ректификации жидкой смеси.

1. Материальный баланс

Уравнение материального баланса составляем на основании задания:

производительность:

концентрации НКК (% масс.): .

Материальный баланс по потокам:

(7.4 [1]),

где расход сырья, ;

 расход дистиллята, ;

кубового остатка, .

Баланс по низкокипящему компоненту:

(7.5 [1]),

где - массовая доля сырья, % масс.;

- массовая доля НКК в дистилляте, % масс.;

 - массовая доля НКК в кубовом остатке, % масс.

0.45 = (8500 - )  0.98 + 0,03×W

W=4740 кг/ч

Д=8500-W=3760 кг/ч

Перевод массовых концентрации НКК в мольные.

Сырье (питание):

Дистиллят

Кубовый остаток

2. Построение равновесной и рабочей линии  и диаграммы

Экспериментальные данные по концентрации НКК, в зависимости от температуры смеси бензол-ацетон.

По данным строим диаграмму - график №1 и равновесную линию  - график №2.

Относительный мольный расход питания:

Определяем число флегмы по уравнению (7.10 [1]):

мольная доля бензола в паре, равновесном с жидкостью питания

 (находим по графику №2).

Рабочее флегмовое число:

(7.12 [1])

Уравнения рабочих линий:

а) верхней (укрепляющей) части колонны:

(стр. 352 [1])

Это уравнение характеризует прямую линию

б) нижней (исчерпывающей) части колонны

 (стр. 352 [1])

3. Определение числа тарелок

Расчет теоретического числа тарелок проводим графически: на графике №1 строим ломаную линию, находим необходимое число ступеней изменения концентрации. В верхней части колонны оно составляет 29+2=31, а в нижней - 6+2=8

Число действительных тарелок рассчитывается по уравнению (7.19 [1])

 ,

где  - число ступеней изменения концентрации теоретическое,  - средний КПД тарелок.

Для определения среднего КПД тарелок находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов.

 , (стр. 356 [1]),

где Р_б - давление насыщенных паров бензола, мм. рт. ст.,

Р_а- давление насыщенных паров ацетона, мм. рт. ст.

Находим давление насыщенных паров при средней температуре колонны (56,7+63,7+78,6)/3=66,3).

 (табл. 9 [1]).

 (табл. 9 [1]).

Определяем динамический коэффициент вязкости исходной смеси:

(табл. 9 [1])

 (табл. 9 [1]).

Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси:

, тогда  

По графику (7,4 [1]) находим

Длина пути жидкости на тарелке:=D­2b=1,8-0,62=1,18м

При определении среднего КПД тарелок в колоннах большого диаметра (с длинной пути жидкости  ) используют формулу:

 (стр. 356 [1])

Поправку на длину пути определяем по графику (7,5 [1]) для  

Действительное число тарелок в верхней части колонны

Принимаем количество тарелок в верхней части колонны 54 штук.

Действительное число тарелок в нижней части колонны  

Принимаем количество тарелок в нижней части колонны 14 штук. Число тарелок с запасом = 68 штук.

4. Определение размеров колонны

Расход флегмы:

Расход пара (массовый)

Объемный расход пара

где - это плотность пара.

Определим плотность пара в колонне.

Для верхней части колонны рассчитываем плотность паров как полусумму плотностей верха колонны и зоны питания. В зоне питания состав пара и жидкости равен 0.52 и 0.685.

 (6.6 [2])

Температура верха колонны (56.7) по графику № 1.

Мольная масса паров в зоне питания:

Температура зоны питания (63.7) по графику №1.

Плотности пара верха колонны

(6.10 [2])

Плотность пара зоны питания:

;

.

Средняя плотность пара:

Для нижней части колонны рассчитываем плотность паров как полусумму плотностей низа колонны и зоны питания.

Мольная масса паров остатка

(6.6 [2]).

Температура низа колонны  по графику.

Плотность пара низа колонны:

(6,10 [2]).

.

Средняя плотность пара:

.

Средняя плотность паров в колонне:

.

Определим объемный расход пара:

.

Определим плотность жидкости в колонне.

Температура в верху колонны равняется 56,7⁰С, а в кубе-испарителе - 78.6 ⁰С.

Плотность жидкостей при 56,7⁰С

,а при 78,6 ⁰С

,.

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне:

.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

.

Рассчитываем максимально допустимую скорость в колонне:

(3 - 1 [3]).

Коэффициент С зависит от типа тарелок, расстояния между тарелками и нагрузки по жидкости на единицу длинны слива.

Принимаем расстояние между тарелками Н=300мм. По графику (рис. 7,2-[1]) находим С=0,033

.

По максимально допустимой скорости пара рассчитываем диаметр колонны:

Принимаем D=1,8м.

Тогда скорость пара в колонне будет

По диаметру колонны выбираем колпачковые тарелки типа ТСК-Р со следующими характеристиками:

Высота колонны.

Высота колонны состоит из следующих величин:

- верх колоны,

 - верхняя тарельчатая часть колонны,

 - эвопорационная часть колонны,

 - сепарационная часть,

 - десятиминутный запас колонны,

- юбка колонны.

,

где  - число тарелок в верхней части колонны,

а - расстояние между тарелками, принятое, а = 0,3м.

где  - число тарелок в нижней части

Принимаем

Принимаем

Высота колонны, следовательно:

5. Гидравлический расчет тарелок и давления в Кубе

Рассчитываем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны:

 (1,6 [1]),

где  - это сопротивление сухой тарелки,

 - сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения,

 - это сопротивление парожидкостного слоя на тарелке.

а) верхняя часть колонны

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

(1,61 [1]),

где  - это коэффициент сопротивления не орошаемых тарелок (для колпачковых тарелок принимаем  ).

Сопротивление, обусловленные силами поверхностного натяжения:

(1,62 [1]),

где r_гидр - гидравлический радиус товерстий, через которые пар выходит в жидкость;

F₀ и П₀- площадь и периметр отверстий, через которые выходит пар;

 - поверхностное натяжение жидкости при температуре в верхней части колонны = 56.7.

(табл. 14 [1]),

(табл. 14 [1]).

.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

(1,64 [1]),

где  - это ускорение свободного падения,

 - это относительная плотность газожидкостного слоя (принимаем К=0,5).

е - расстояние от верхнего края прорезей до сливного порога,0,034 м;

l - высота прорези,0,026 м;

 - высота слоя над сливной перегородкой.

 (1,65 [1]),

где  - объемный расход жидкости,

П - периметр сливной перегородки.

Общее сопротивление тарелок в верхней части колонны

б) нижняя часть колонны

При температуре куба колонны t=78,6.

(табл. 14 [1])

(табл. 14 [1]).

.

Объемный расход жидкости в нижней части колонны:

Так как сырье вводится в колонну в жидком состоянии, то расход жидкости в нижней части колонны равен сумме расходов флегмы и сырья

Общее сопротивление тарелок в нижней части колонны:

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками  необходимое для нормальной работы тарелок условие:

 (стр. 355 [1]).

Для тарелок, нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление  больше чем у тарелок верхней части  условия соблюдаются.

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

6. Тепловой баланс колонны

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе:

(7.15 [1])

,

где - удельные теплоты конденсации дистиллята, бензола, ацетона при температуре дистиллята ;

;

.

Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара (7.14 [1]):

,

где  - теплоёмкости дистиллята, кубового остатка и сырья соответственно (рис. XI [1]) (считаются аналогично удельным теплотам конденсации); тепловые потери  приняты в размере 3 % от полезно затрачиваемой теплоты.

1)  

)

)

Расход теплоты в подогревателе смеси:

,

где - начальная температура сырья;

Тепловые потери приняты в размере 5 %.

Определяем теплоёмкость при средней температуре :

;

.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

,

где - конечная температура охлаждённого дистиллята,

.

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

,

.

7. Расчет и подбор подогревателя сырья, дефлегматора, кипятильника

7.1 Расчёт и подбор подогревателя сырья

Температурная схема.

;

(4.78 [1])

Средняя температура смеси:

(4.82а [1])

Расход смеси:

средняя плотность жидкости в колонне.

Расход теплоты на нагрев смеси:

.

Ориентировочно определяем максимальную величину площади поверхности теплообмена:

,

где  - коэффициент теплопередачи, принят по таблице 4.8 [1].

Принимаем , что соответствует развитому турбулентному режиму течения в трубах.

Для обеспечения турбулентного течения смеси при  скорость в трубах должна быть больше :

,

где  - динамическая вязкость смеси при температуре ;

 - внутренний диаметр труб теплообменника.

Принимаем трубы размерами .

Число труб, обеспечивающих объёмный расход смеси:

Исходя из условий,  и , выбираем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с внутренним диаметром кожуха  и с числом труб на один ход трубного пространства  (общее число труб -13).

) Коэффициент теплоотдачи для смеси.

Уточняем значение критерия Рейнольдса:

(4.13 [1])

Критерий Прандтля:

.

Критерий Нуссельта:

,

где  - поправочный коэффициент, учитывающий влияние на коэффициент теплоотдачи отношения длины трубы к её диаметру;

(табл. 4.3 [1])

Принимаем (с последующей проверкой).

2) Коэффициент теплоотдачи для теплоносителя.

где принимаем угол атаки 90   - коэффициент, учитывающий угол атаки

Принимаем  (с последующей проверкой).

,

где  - внешний диаметр труб теплообменника;

 - площадь сечения потока в межтрубном пространстве;

.

Принимаем тепловую проводимость загрязнений со стороны греющей воды , со стороны смеси  (табл. XXXI [1]). Коэффициент теплопроводности нержавеющей стали .

,

где  - толщина стенки труб теплообменника.

Коэффициент теплопередачи:

Поверхностная плотность теплового потока:

.

Проверяем принятое значение .

.

Проверяем принятое значение .

.

Принятая и рассчитанная температуры и критерии Прандтля практически равны.

Расчёт  окончен.

Расчетная площадь поверхности теплообмена:

При определении площади поверхности труб, исходя из отличия  и , принимаем средний диаметр труб .

,

где  - выбранная длина труб,

.

Запас площади поверхности теплообмена

Запас площади поверхности теплообмена достаточен.

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с внутренним диаметром кожуха  и с числом труб на один ход трубного пространства  (общее число труб -13),с поверхностью теплообмена 3 м², диаметром труб 25х2.

7.2 Расчет и подбор конденсатора

. Выбираем коэффициент теплопередачи из табл. 2.1 [2].

При передачи тепла от конденсирующегося пара органических жидкостей к воде К = 600

. Рассчитываем среднюю разность температур:

(2.6 [2]).

. Определяем необходимую поверхность теплообмена:

(2.1 [2]).

. И табл. 2,4 [2] выбираем стандартный кожухотрубчатый конденсатор с плавающей головкой по ГОСТу 14246 - 79:

поверхность теплообмена 105м²

длина труб 6м

число ходов 2

диаметр труб 252 мм

диаметр кожуха 600 мм

площадь сечения одного хода по трубам 0.016 м².

Запас площади поверхности теплообмена:

Запас площади поверхности теплообмена достаточен.

7.3 Расчет и подбор кипятильника

При расчете кипятильника принимаем высоту труб Н=5м. Выпарная установка работает при кипении раствора в трубах при оптимальном уровне.

При расчете установки определенны:

тепловая нагрузка Q = 2,76*10⁶Вт;

- температура кипения кубового остатка

Принимаем температуру конденсации сухого насыщенного водяного пара

Средняя разность температур:

(стр. 237 [1]).

Ориентировочно определяем максимальную величину площади поверхности теплообмена

,

где  - коэффициент теплопередачи, принимаем по таблице 4.8 [1] .

.

.

Запас площади поверхности теплообмена:

Запас площади поверхности теплообмена достаточен.

8. Расчет и подбор насоса

Принимаем, что центробежный насос установлен на высоте 1м над уровнем открытого водоема для перекачки смеси. Геометрическая высота подъема смеси 7,7м. температура 18. На линии нагнетания () расположены 2 отвода под углом  и 4 отвода под углом . На линии всасывания () установлено 2 прямоточных вентиля и 3 отвода под углом (в обоих случаях отношение радиуса изгиба к внутреннему диаметру трубопровода равно 4).

Выбираем насос (по напору и мощности).

. Выбираем диаметр трубопровода, приняв скорость смеси во всасывающий и нагнетательной линиях одинаковой и равной 1.5 .

(1,21 [4]),

Выбираем стальной трубопровод с незначительной коррозией.

. Рассчитываем потери на трение и местные сопротивления.

.

Режим турбулентный

Среднее значение абсолютной шероховатости стенок труб  (табл. 7 [4]). Относительная шероховатость .

По графику 1,5 [4] находим значение коэффициента трения .

Сумма коэффициентов местных сопротивлений для всасывающей линии:

(1,51 [4]),

,

где  = 0,5 - вход в трубу с острыми краями;

 =0,79*0,92= 0,72 - прямоточный вентиль (для  и );

 = 1,00,11=0,11 - отвод под углом .

,

Потери напора на всасывающей линии:

(1,57 [4]),

Сумма коэффициентов местных сопротивлений для нагнетательной линии:

(1,58 [4]),

,

где  = 1 - выход из трубы, = 1,00,11 - отвод под углом , = 1,130,11=0,12 - отвод под углом .

Тогда .

Потери напора на нагнетательной линии

Общие потери напора:

(1,63 [4]),

Выбираем насос

Рассчитываем полный напор, развиваемый насосом:

Полезная мощность насоса:

Для ц/б насоса средней производительности принимаем

.(2,4 [4]).

Тогда мощность, потребляемая двигателем насоса

 .

По таблице 2,2 [4] устанавливаем, что по заданной производительности и напору следует выбрать центробежный насос со следующими характеристиками:

марка Х20/18;

Q = ;

H = 13.8;

;

двигатель А02-31-2;

мощность = 3;

 = 0,6;

n = 48.3.

Рассчитываем предельную высоту всасывания:

Для ц/б насосов запас напора, необходимый для исключения кавитации рассчитывается по формуле

колонна тарелка насос кипятильник

 (стр. 63 [4]),

.

Литература

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

. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию / Г.С. Борисов, В.П. Брыков, Ю.И. Дытнерский и др. Под редакцией Ю.И. Дытнерского, 2 - е изд., перераб. и дополн. - М.: Химия, 1991. - 496 с.

. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. М.: Химия, 1978. - 277 с.

. Романков П.Г., Курочкина М.И. Примеры и задачи по курсу «Процессы и аппараты химической промышленности»: Учеб. пособие для техникумов. - Л.: Химия, 1984. - 232 с.

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

. Скобло А.И. и др. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности: Учебник для вузов/ А.И. Скобло, И.А. Трегубова, Ю.К. Молоканов. - 2-е изд. Перераб и доп. - М.: Химия, 1982. - 584. - с.363.