Ректификация курсовая работа с диграммами курсовая по химии скачать бесплатно Теоритическая часть введение расчет диаграммы список литературы жидкость колонна очистка химический давление Температура вода химические смеси, Дипломные работы из Химия. Moscow State University
refbank20046
refbank2004611 апреля 2017 г.

Ректификация курсовая работа с диграммами курсовая по химии скачать бесплатно Теоритическая часть введение расчет диаграммы список литературы жидкость колонна очистка химический давление Температура вода химические смеси, Дипломные работы из Химия. Moscow State University

DOC (389 KB)
26 страница
5Количество скачиваний
473Количество просмотров
Описание
Ректификация курсовая работа с диграммами курсовая по химии скачать бесплатно Теоритическая часть введение расчет диаграммы список литературы жидкость колонна очистка химический давление Температура вода химические смеси
20баллов
Количество баллов, необходимое для скачивания
этого документа
Скачать документ
Предварительный просмотр3 страница / 26
Это только предварительный просмотр
3 страница на 26 страницах
Скачать документ
Это только предварительный просмотр
3 страница на 26 страницах
Скачать документ
Это только предварительный просмотр
3 страница на 26 страницах
Скачать документ
Это только предварительный просмотр
3 страница на 26 страницах
Скачать документ

Содержание с.

Введение…………………………………………………………………………… 4 1 Теоретическая часть……………………………………………………………....6 1.1 Теоретические основы процесса ректификации……………………………....6 1.2 Устройство и принцип действия ректификационной колонны…………..….8 1.3 Техника безопасности при обслуживании ректификационной колонны….10

1.4 Охрана окружающей среды…………………………………………………... 11

2 Расчётная часть…………………………………………………………………..13 2.1 Материальный баланс………………………………………………………....13 2.2 Технологический расчёт……………………………………………………....13 2.3 Конструктивный расчёт……………………………………………………….19 2.4 Тепловой баланс……………………………………………………………….21 2.5 Гидравлический расчёт………………………………………………………..24 Заключение………………………………………………………………………….27 Литература…………………………………………………………………………..28 Приложение А ………………………………………………………………….......29 Приложение Б……………………………………………………………………….30

Введение

Химическая технология органических веществ или проще технолог – неразрывно связана с нефтехимией и производством всевозможных мономеров полимеров на основе нефтехимии. Различные мономеры и полимеры играют огромную роль в промышленности и повседневной жизни человека. Современное нефтехимическая переработка представляет собой сложный комплекс. Он состоит из отдельных цехов участков и установок (реакторов, колонн, теплообменников, насосов, всевозможных емкостей и других аппаратов различного принципа действия) занимающих, как правило, по условиям техники безопасности значительную территорию и соединенных между собой системой многочисленных трубопроводов. В зданиях и на открытых площадках установлено разнообразное оборудование машины и аппараты, которые объединены в технологическую схему получения целевого или промежуточного компонента. При различии технологического назначения и внутреннего устройства аппараты большей частью имеют одинаковое внешнее конструктивное оформление. Чаще всего они представляют собой вертикальные или горизонтальные цилиндрические сосуды, снабженные внешней трубопроводной обвязкой и дополнительными устройствами. Широкий ассортимент получаемых химических продуктов обуславливает

сложность и разнообразие технологических процессов, а также типов, конструкции машин и аппаратов для их проведения. Сложный технологический процесс состоит из отдельных стадий – простых

процессов, которые классифицируются на: гидромеханические, тепловые, массообменные, химические, механические. Химическое и физическое разделение нефти и нефтепродуктов можно осуществить при помощи массообменных процессов. Одним из первых массообменных процессов котором подвергается нефть это перегонка и ректификация, при помощи ректификации нефть разделяется на фракции, которые в последующем используются в химической, органической и многих других промышленностях. Перегонка и ректификация, – энергоемкие процессы, требующие больших расходов греющего пара и охлаждающей воды, поэтому для достижения высоких эксплуатационных показателей очень важное значение имеет выбор оптимальных режимов работы установок, базирующийся на знании теоретических основ процесса. Специфика различных производств, стремление создать высокоэффективные и по возможности простые аппараты обусловили многообразие конструктивных решений ректификационных колонн и теплообменников. В данной курсовой работе представлен расчет ректификационной колонны,

входящей в реактор, представляющий собой установку непрерывного действия для получения ацетона. Ректификация это – массообменный процесс разделения бинарной смеси.

Ректификация используется в основном для разделения, иногда для выделения одного или нескольких компонентов из смеси. Процессы перегонки и ректификации широко распространены в производстве жидких топлив из нефти, синтетического каучука и полимерных

волокон, в пищевой, фармацевтической и других отраслях промышленности. Так, например, на долю ректификационных установок в нефтехимической промышленности и в производстве синтетического каучука приходится около 30% всего установленного оборудования. Современные ректификационные установки оснащены контрольно- измерительной аппаратурой и автоматикой, позволяющей надежно и безопасно вести процесс.

1 ТЕОРЕТИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ

1. Теоретические основы процесса ректификации

Ректификация – один из самых распространенных технологических процессов в химической, нефтеперерабатывающей и во многих других отраслях промышленности. Ректификация – это процесс разделения бинарных или многокомпонентных

паровых, а также жидких смесей на практически чистые компоненты или их смеси, обогащенные легколетучими или тяжелолетучими компонентами;

процесс осуществляется в результате контакта неравновесных потоков пара и жидкости. Характерной особенностью процесса ректификации являются следующие

условия образования неравновесных потоков пара и жидкости, вступающих в контакт: при разделении паровых смесей неравновесный поток жидкости (жидкостное орошение) образуется путем полной или частичной конденсации уходящего после контакта потока пара, в то время как при разделении жидких смесей неравновесный паровой поток (паровое орошение) образуется путем частичного испарения уходящей после контакта жидкости. Вследствие указанных особенностей проведения процесса неравновесные потоки пара и жидкости, вступающие в контакт, находятся в состоянии насыщения, при этом пар более нагрет, нежели жидкость, и в нем содержится больше тяжелолетучих компонентов, чем в жидкости. После контакта пар обогащается легколетучими, а жидкость – тяжелолетучими компонентами за счет взаимного перераспределения компонентов между фазами. Возможность разделения смесей при ректификации обусловлена различием

относительных летучестей компонентов смеси, вследствие чего создаются неравновесные потоки пара и жидкости, а также происходит дальнейшее обогащение пара (газа) легколетучими, а жидкости тяжелолетучими. Физической основой разделения в указанном процессе является массообмен

между неравновесными потоками пара (газа) и жидкости: двухсторонний при ректификации. Для заданного разделения смесей используют ректификационные

установки, основным элементом которых являются ректификационные аппараты, представляют собой ряд ступеней контакта, соединенных в противоточный разделительный каскад. Наиболее простое конструктивное оформление противоточного каскада в ректификационных аппаратах достигается при движении жидкости от одной ступени контакта к другой под действием силы тяжести. В этом случае контактные устройства (тарелки) располагаются одно над другим, и разделительный аппарат выполняется в виде вертикальной тарельчатой колонны. При ступенчатом осуществлении процесса ректификации в колонных

аппаратах контакт пара и жидкости на тарелках может происходить в противотоке, в перекрестном токе, в прямотоке или смешанном токе фаз. Разделительный эффект, аналогичный многоступенчатому каскаду, достигается также путем непрерывного контакта фаз при движении их противотоком в слое насадки, т. е. в насадочных ректификационных колоннах. В зависимости от технологической схемы установки используются простые

и сложные колонны, а также простые и сложные системы колонн. Применение сложных ректификационных колонн позволяет значительно

уменьшить не только эксплутационные, но и капитальные затраты за счет улучшения термодинамических условий разделения, рациональной организации теплообмена, совмещения в одном аппарате нескольких технологических процессов и т. д.

Современные ректификационные аппараты можно классифицировать в зависимости от технологического назначения, давления и вида внутреннего устройства, обеспечивающего контакт пара и жидкости. По технологическому назначению ректификационные аппараты

подразделяются на колонны атмоферно-вакуумных установок, термического и каталитического крекингов, вторичной перегонки нефтепродуктов, ректификации газов, стабилизации легких нефтяных фракции и т. д. В зависимости от применяемого давления аппараты подразделяются на

вакуумные, атмосферные и работающие под давлением. В зависимости от внутреннего устройства различают аппараты тарельчатые,

насадочные, роторные (с вращающимися деталями). В нефтяной, химической, нефтехимической и газовой промышленности наиболее широко распространены тарельчатые и насадочные колонны. Кроме перечисленных выше требований ректификационные аппараты

должны также отвечать требованиям государственных стандартов, ведомственных нормалей и инспекции Госгортехнадзора. Ректификация предназначена для разделения однородных жидких смесей,

не находящихся в термодинамическом равновесии, на составляющие вещества или группы составляющих веществ. Рациональный выбор действительного флегмового числа представляет

собой сложную задачу. Это объясняется тем, что флегмовое число R определяет в конечном счете размеры аппарата и расходы теплоносителей (греющего агента в кипятильнике, охлаждающей воды в дефлегматоре). Следовательно, от величины R зависят капитальные затраты и эксплуатационные расходы на ректификацию. Эксплуатационные расходы, определяемые расходом теплоносителя,

возрастают прямо пропорционально величине R. Более сложной является зависимость капитальных затрат от величины флегмового числа. С увеличением R возрастает движущая сила процесса и уменьшается необходимое число теоретических и соответственно действительных ступеней. В итоге при некотором флегмовом числе рабочий объем колонны станет минимальным и, следовательно, минимальной будет ее стоимость. Интенсификация ректификационных установок осуществляется в основном

за счет уменьшения энергетических затрат, а также с помощью организации интенсивных гидродинамических режимов и оптимальных условий массопередачи. Энергетические затраты (на греющий пар и охлаждающую воду) могут

быть уменьшены за счет: 1) хорошей термоизоляции ректификационных колонн; 2) работы при оптимальном (соответствующем минимуму суммарных затрат) флегмовом числе; 3) использования вторичных тепловых потоков (теплоты, уходящей из колонны с потоками дистиллята, кубового остатка, конденсата и т.п.) на производственные нужды; 4) использования острого пара (в тех случаях, когда это допустимо) на нагрев куба и т.п.; 5) применения принципа

термокомпрессии (теплового насоса); 6) использования двух (или более) колонн при различных давлениях, например, для ректификации азеотропных смесей. Кроме того, при проектировании ректификационных установок необходимо

учитывать технологические особенности проведения процесса. При несогласованности механических, тепловых и технологических расчетов проект может оказаться непригодным для рационального использования.

1.2 Устройство и принцип действия ректификационной колонны В ректификационных установках используют главным образом аппараты

двух типов: колонны со ступенчатым контактом фаз (тарельчатые) и непрерывным контактом (пленочные и насадочные). Все разнообразие аппаратов для осуществления процессов ректификации

сводится главным образом к разнообразию контактных устройств: насадок, тарелок Для ректификационных колонн в нефтехимической промышленности

рекомендуются семь типов контактных тарелок: 1) ситчатая; 2) ситчато- клапанная; 3) клапанная; 4) жалюзийно-клапанная; 5) колпачковая; 6) ситчатая многосливная; 7) решетчатая. Ситчатые тарелки пригодны при любом давлении при устойчивых режимах

работы. Колпачковые тарелки более универсальны и используются при любом давлении как при устойчивых, так и при не устойчивых режимах работы. Большинство перечисленных типов тарелок (за исключением ситчатой многосливной и решетчатой) имеют сегментные переливы. Нагрузка на перелив не должна превышать 40 м3/(м·ч).

Непрерывнодействующая ректификационная установка (рис 1.1) состоит из ректификационного массообменного аппарата – ректификационной колонны РК1, представляющей собой вертикальный цилиндрический корпус, внутри которого расположены контактные устройства (насадки, тарелки). Снизу вверх по колонне движется поток пара, поступающий в её нижнюю часть испарителя Т3, находящегося рядом или под самой колонной. Поступающий в колонну пар по составу представляет собой практически чистый труднолетучий компонент. На каждой тарелке при его перемещении по колонне происходит конденсация поднимающегося пара, и за счет теплоты его конденсации – испарение находящегося в это зоне легколетучего компонента. Таким образом, происходят постоянное удаление из выходящего пара

труднолетучего компонента и обогащение его легколетучим. В результате из верхней части колонны выгружаются пары практически чистого легколетучего компонента, который конденсируется в дефлегматоре Т2. Получаемая жидкость разделяется в делителе потока. Первый поток – флегма, возвращается назад в колонну РК1, создавая тем самым нисходящий поток жидкости, состоящий практически из чистого легколетучего компонента. Стекая вниз по колонне и взаимодействуя с восходящим паром, флегма постоянно обогащается конденсирующимся из нее труднолетучим компонентом, заменяющим постоянно испаряющийся легколетучий компонент. В результате жидкость, достигающая нижней части колонны и поступающая в испаритель Т3, состоит практически из низколетучего компонента. Подаваемую на разделение исходную смесь подогревают до температуры

кипения в теплообменнике Т1 и подают в колонну, в зону (или тарелку), положение которой определяют в результате расчета контактного ректификационного аппарата.

Зона питания (или тарелка питания) делит колонну на две части. Верхняя, или укрепляющая, часть обеспечивает наибольшее укрепление

поднимающихся паров, т.е. обогащение их легколетучим компонентом. Нижняя, или кубовая (исчерпывающая), часть обеспечивает наибольшее удаление из жидкости легколетучего компонента. Второй поток жидкости, получаемый в дефлегматоре Т2 и называемый

дистиллятом, поступает в холодильник-теплообменник Т5, а затем в сборник Е3, откуда перекачивается в качестве целевого продукта насосом Н3. Жидкость, выходящая из нижней части колонны, также делится на два

потока. Первый возвращается в испаритель Т3, откуда в виде пара подается назад в колонну, второй, называемый кубовым остатком, после охлаждения в холодильнике Т4 направляется в сборник Е2. Рисунок 1.1 – Технологическая схема процесса ректификации.

1.3 Техника безопасности при обслуживании аппарата Развитие нашей промышленности, высокие темпы роста объема

производства неизменно влекут за собой улучшение условий труда. Непрерывная интенсификация технологических процессов и увеличение единичных мощностей оборудования заставляют вести постоянный поиск путей улучшения техники безопасности. В создании безопасных условий труда немалая роль принадлежит проектировщикам. Колонные аппараты предназначены в основном для проведения различных

массообменных и диффузионных процессов: абсорбции, адсорбции, ректификации, ректификации, экстракции и др. Основное условие безопасной эксплуатации колонных аппаратов – обеспечение их герметичности. Причинами нарушения герметичности могут быть повышение давления, недостаточная компенсация увеличения линейных размеров, коррозия корпуса, механические повреждения. Давление может повыситься при перегрузке колонных аппаратов рабочей

смесью нарушении температурного режима процесса, забивке отверстий в распределительных устройствах, попадании в ректификационные колонны воды с сырьем. На случай недопустимого повышения давления колонны оборудуют системой защитной блокировке, обратными клапанами на линии подачи сырья и реагентов, предохранительными устройствами, сбрасывающими избыток паров на факел. В колоннах предусматривают компенсацию тепловых линейных расширений. Механические повреждения могут вызываться вибрацией, нарушающей герметичность фланцевых соединений. В аппаратах, работающих со взрывоопасными средами и средами,

отнесенными к 4-му классу опасности, допускается установка сальниковых и одинарных торцевых уплотнений. По степени воздействия на организм вредные вещества подразделяют на

четыре класса опасности: 1) чрезвычайно опасные, 2) высокоопасные, 3) умеренно опасные, 4) малоопасные. В нашем случае мы разделяем смесь ацетон-вода. Рассмотрим некоторые

физические и химические свойства ацетона, а также не желательные последствия его воздействия на организм человека.

Вещество

Величина предельно допустимой

концентрации, мг/ м3

Класс опасности Агрегатное состояние

Ацетон 200 4 п

1.4 Охрана окружающей среды

С ростом объема промышленного производства, ускорением темпов научно- технического прогресса особенно остро встает проблема защиты окружающей среды от загрязнения вредными веществами. Загрязнение атмосферы и водоемов нарушает экологию и наносит огромный ущерб народному хозяйству. К наиболее крупным источникам загрязнения атмосферы и водоемов

относятся, в частности, технологические линии и агрегаты предприятий химической и нефтехимической промышленности. Кроме того, в ряде производств вместе с отходящими газами в атмосферу выбрасывается большое количество ценных веществ, являющихся либо продуктами, либо сырьем соответствующих производств, например органических красителей и растворителей, технического углерода (сажи). Таким образом, защита атмосферного воздуха и водоемов от загрязнений вредными веществами связана также и с важной экономической проблемой – утилизацией экономического и социального развития России. Значительная часть технологических процессов сопровождается

выделением пыли или других твердых частиц. Для предупреждения загрязнения атмосферы промышленными выбросами технологические процессы необходимо совершенствовать, доведя до минимума выделения, а также внедрять безотходные замкнутые технологические процессы. Однако в тех случаях, когда эти задачи невозможно решить, следует применять наиболее эффективные и экономичные средства очистки воздуха и газов перед выбросом их в атмосферу. Для полного исключения загрязнений воды необходимо при

проектировании очистных сооружений сточные воды рассматривать как сырье для извлечения ценных продуктов, а очистку воды – как процесс, необходимый для повторного ее использования. Для санитарной очистки сточных вод создаются и осваиваются новые

эффективные установки и очистные сооружения. Это позволяет при постоянном росте объемов химического и нефтехимического производств непрерывно уменьшать потребление, свежей воды в промышленности и снизить количество сточных вод. На ряде предприятий создаются схемы замкнутого водоснабжения. В перспективе предусматривается повсеместный переход на бессточные технологические процессы. Очистку сточных вод в химических производствах проводят

механическими физико-химическими и биологическими методами. Кроме того, используют термические методы, приводящие к ликвидации сточных вод, а также методы закачки сточных вод в подземные горизонты. Для очистки сточных вод на химических предприятиях применяют два основных типа очистных сооружений: локальные (цеховые) и общие (заводские). Применение локальных установок позволяет повторно использовать

очищенную воду в том же технологическом процессе (в системах повторного и оборотного водоснабжения). Крупные химические и нефтехимические предприятия снабжают

(заводскими) очистными сооружениями которые могут включать первичную, вторичную и третичную очистку сточных вод.

1 РАСЧЁТНАЯ ЧАСТЬ

1.3. Материальный баланс Рассчитываем выход ацетона и воды по уравнениям материального баланса.

F = D + W (2.1)

F · xF= D · xD + W · xW (2.2)

Переводим из тонны в час в килограмм в секунду:

F = 12000/3600 = 3,33 кг/с

Рассчитываем количество кубового остатка W(кг/с):

W = F ·(ХD – ХF)/(ХD – ХW) W = 3,33 (0,98 – 0,5)/(0,98 – 0,02) = 1,665 кг/с

Рассчитываем количество дистиллята D(кг/с):

D = F – W D = 3,33 – 1,665 = 1,665 кг/с

2.2 Технологический расчет 2.2.1 Расчет флегмовых чисел

Переводим массовое содержание низкокипящего компонента ацетона в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке в мольные доли по формуле:

__х __ Х = __

МНК __ (2.3) __х__ _1 –х_ МНК + МВК

__0,5__ ХF = __ 58 ______ = 0,24

__0,5__ _1 – 0,5_ 58 + 18

0,98__ ХD = __ 58 ______ = 0,94

__0,98__ _1 – 0,98_ 58 + 18

__0,02__ ХW = __ 58 ______ = 0,01

__0,02__ _1 – 0,02_ 58 + 18

2.2.2 По данным о температурах кипения и равновесных составах жидкости и пара при давлении 0,1 МПа для данной смеси ацетон-вода (Таблица 2.1) строим диаграммы t-x,y и y-x.

Таблица 2.1 Равновесные составы жидкости и пара смеси ацетон-вода Содержа ние ацетона в жидкой

0 5 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

фазе х, мол.доли Содержа ние ацетона в паровой фазе у, мол.доли

0 60,3 72 80,3 82,7 84,2 85,5 86,9 88,2 90,4 94,3 100

tкипоС 100 77,9 69,6 64,5 62,6 61,6 60,7 59,8 59 58,2 57,5 56,9 На диаграмме t-x,y строим линии кипения и конденсации, на диаграмме y-x

строим линию равновесия (рис. 2.1, 2.2 Приложение А,Б).

2.2.3 Определяем флегмовые числа. Минимальное флегмовое число Rmin рассчитываем по формуле:

Rmin = (XD - уF*)/(уF* - XF) (2.4) где уF* - содержание низкокипящего компонента ацетона в паровой фазе

исходной смеси, равновесное с хF. уF* определяется по диаграмме y-x (координата точки В’ по оси у) уF* = 0,82

Rmin = (0,94 – 0,82)/(0,82 – 0,24) = 0,21

Рабочее флегмовое число R определяется по формуле:

R = 1,3·Rmin + 0,3 (2.5)

R = 1,3·0,21 + 0,3 = 0,57

Рассчитываем количество флегмы Ф(кг/с) подаваемое обратно в колонну:

Ф = D · R (2.6)

Ф = 1,665 · 0,57 = 0,95 кг/с

Рассчитываем длину отрезка ОD на оси у:

в = XD/(R + 1) (2.7)

в = 0,94/(0,57 + 1) = 0,6

Строим рабочие линии для верхней (концентрационной) и нижней (отгонной) частей ректификационной колонны (рис. 2.2 Приложение Б). Определяем по оси у координату точки В - уF.

2.2.4 Определяем количество паров в колонне V(м3/с). Количество пара в колонне GП (кг/с) равно сумме количеств дистиллята D

(кг/с) и флегмы Ф(кг/с):

GП = D + Ф (2.8)

GП = 1,665 + 0,95 = 2,615 кг/с

Определяем средний мольный состав пара в верхней части колонны уСРВ:

уF + уD

уСРВ = 2 (2.9)

0,69 + 0,96 уСРВ = 2 = 0,825

Определяем средний мольный состав пара в нижней части колонны уСРН:

уF + уW уСРН = 2

(2.10)

0,69 + 0,1 уСРН = 2 = 0,395

Средний состав пара по всей колонне уСР:

уСРВ + уСРН уСР = 2

(2.11)

0,825 + 0,395 уСР = 2 = 0,61

Средний молекулярный вес пара MСР (кг/кмоль):

MСР = MА · уСР + MВ(1 - уСР) (2.12)

MСР = 58 · 0,61 + 18(1 - 0,61) = 42,4 кг/кмоль

По диаграмме t-х,у на линии конденсации определяем температуру конденсации пара tСР, соответствующую среднемольному составу пара уСР. По диаграмме tСР = 76 оС.

Рассчитываем среднюю плотность пара ρП(кг/м3):

МСР · Р __ ρП = RГ · ТСР

(2.13) где MСР- средняя молекулярная масса пара, кг/кмоль Р – давление в колонне Р = 0,1 МПа. ТСР – температура пара в К. RГ – универсальная газовая постоянная RГ = 8314 Дж/кмоль · К

42,4 · 0,1·106 ρП = 8314 · 349 = 1,46 кг/м3

Определяем объемный расход пара VП(м3/с):

VП = GП/ρП (2.14)

VП = 2,615/1,46 = 1,79 м3/с

2.2.5 Определяем расход жидкости в верхней части колонны VЖВ(м3/с) По диаграмме t-x,y находим температуры кипения исходной смеси и

дистиллята tF и tD, соответствующие мольному составу жидкости xD и xF. Определяем среднюю температуру кипения жидкой смеси в верхней части

колонны tСРВ(оС):

tСРВ = (tD + tF)/2 (2.15)

где tF – температура кипения исходной смеси tF = 63 оС tD – температура кипения дистиллята tD = 57 оС

tСРВ = (57 + 63)/2 = 60 оС

По диаграмме t-x,y определяем средний мольный состав жидкой смеси в верхней части колонны ХF, соответствующий tСРВ. По справочной литературе находим плотности ацетона ρА и воды ρВ при

температуре tСРВ: При tСРВ – по справочной литературе. ρА = 746 кг/м3; [5.54] ρВ = 983 кг/м3; [5.54]

Определяем среднюю плотность смеси верха колонны ρ СРВ(кг/м3):

ρ СРВ = ХF · ρА + (1 - ХD)· ρВ (2.16)

ρ СРВ = 0,94 · 746 + (1 – 0,94)· 983 = 760,22 кг/м3

Количество жидкости в верхней части колонны LЖВ(кг/с) равно количеству флегмы Ф(кг/с), стекающей вниз с верхней тарелки:

LЖВ = Ф (2.17)

LЖВ = 0,95 кг/с

Определяем объемный расход жидкости верха колонны VЖВ(м3/с):

VЖВ = LЖВ/ρ СРВ VЖВ = 0,95/760,22 = 0,0012 м3/с;

2.2.6 Определяем расход жидкости в низу колонны VЖH(м3/с). По диаграмме t-x,y находим температуры кипения кубового остатка tW,

соответствующие мольному составу жидкости xW. Определяем среднюю температуру кипения жидкой смеси в нижней части

колонны tСРH(оС):

tСРH = (tW + tF)/2 (2.18)

где tW – температура кипения кубового остатка tW = 97 оС tF – температура кипения исходной смеси tF = 63 оС

tСРH = (97 + 63)/2 = 80 оС

По диаграмме t-x,y определяем средний мольный состав жидкой смеси в нижней части колонны ХW, соответствующий tСРН. По справочной литературе находим плотности НК ρА и ВК ρВ при

температуре tСРН: При tСРН – по справочной литературе. ρА = 719 кг/м3 [ ] ρВ = 972 кг/м3 [ ]

Определяем среднюю плотность жидкой смеси низа колонны ρ СРН(кг/м3):

ρ СРН = ХW · ρА + (1 – ХW)· ρВ (2.19)

ρ СРН = 0.01 · 719 + (1 – 0.01)· 972 = 975,6 кг/м3

Количество жидкости в нижней части колонны LЖН(кг/с) равно количеству стекающей вниз флегмы Ф(кг/с) и количеству жидкой исходной смеси F(кг/с):

LЖН = Ф + F (2.20)

LЖН = 0,95 + 3,33 = 4,28 кг/с

Определяем объемный расход жидкости низа колонны VЖH(м3/ч):

VЖH = LЖH/ρ СРH (2.21)

VЖH = 4,43/978,2 = 0,0045 м3/ч

2.2.7 Определяем предельно допустимую скорость паров ωПР(м/с): _____

ωПР = С√ρЖ/ρП (2.22) где с – коэффициент, берется в зависимости от типа тарелок. с = 0,05 (ситчатые тарелки). [ ] Для верхней части колонны ωПРВ(м/с):

______ ωПРВ = С√ρЖВ/ρП

ωПРВ = 0,05√760,22/1,46 = 1,14 м/с

Для нижней части колонны ωПРН(м/с): ______

ωПРН = С√ρЖН/ρП ωПРН = 0,05√975,6/1,46 = 1,29 м/с

Средняя скорость по колонне ωСР(м/с):

ωСР = (ωПРВ + ωПРН)/2 (2.23)

ωСР = 1,14 + 1,29/2 = 1,22 м/с

Рабочую скорость паров определяем по формуле ωР(037м/с):

ωР = 0,85 · ωПР (2.24)

ωР = 0,85 · 1,22 = 1,037 м/с

2.3 Конструктивный расчет

2.3.1 Диаметр колонны D(м) определяем по формуле: ____________

D = √(4 · VП/π · ωР) (2.25) _________________

D = √(4 · 1,89/3,14 · 1,037) = 1,52 м

По каталогу «Колонные аппараты» принимаем ректификационную колонну со стандартным диаметром D близким к расчетному. ГОСТ 21944-76

D = 1600 мм. При таком диаметре действительная скорость будет равна ω(м/c):

ω = (4 · VП/π · D2) ω = (4 · 1,89/3,14 · 1,62) = 0,94 м/с

По ОСТ 26-01-108-85 для колонны диаметром D = 1600 мм выбираем ситчатые одноступенчатые тарелки ТСР со следующими конструктивными размерами; диаметр отверстий d = 4мм шаг между отверстиями t = 8-15мм свободное сечение тарелки = 14,7 – 4,06% периметр слива П = 0,795 м расстояние между тарелками hТ = 500мм

2.3.2 Расчет высоты ректификационной колоны Находим число теоретических тарелок путем построения ступенчатой

линии между линией равновесия и рабочими линиями (ВС и АВ) в пределах от ХD до ХW Количество ступеней соответствует количеству теоретических тарелок;

в нижней части от А до В в верхней части от В до С оно равно: nT = nT.H + nT.B

nT = 7 Действительное число тарелок определяем по формуле:

n = hT/η где η – средний КПД тарелки, который определяется по диаграмме

зависимости η от произведения относительной летучести смеси α на вязкость смеси компонентов μСМ при данной температуре (η от α · μСМ). Относительная летучесть α определяется по формуле:

α = РАЦ/РВ (2.26) где РАЦ и РВ - давление насыщенного пара ацетона и воды при одной

температуре.

Динамический коэффициент вязкости lgμCM(Па·с) смеси определяют по формуле:

lgμCM = XHK · lgμHK + (1 – XHK) · lgμBK (2.27)

где μАЦ и μB - динамические коэффициенты вязкости ацетона и воды при одной температуре. а) для нижней части колонны при tW = 97 oС; РАЦ1 = 2700 мм.рт.ст. [ ] РВ1 = 650 мм.рт.ст. [ ] μАЦ1 = 0,17 · 10-3 Па·с [ ] μB1 = 0,284 · 10-3 Па·с [ ]

α = РАЦ1/ РВ1 α = 2700/650 = 4,15

lgμ1 = XW· lg μАЦ1+ (1 – XW) · lg μB1 lgμ1 = 0.01· lg0,17 · 10-3 + (1 – 0.01) · lg0,284 · 10-3.

μСМ1 = 0,282 · 10-3 Па·с

по графику η1 = 48% [ ]

б) для исходной смеси при tF = 63 oС

РАЦ2 = 1000 мм.рт.ст. [ ] РВ2 = 170 мм.рт.ст. [ ] μАЦ2 = 0,23 · 10-3 Па·с [ ] μB2 = 0,469 · 10-3 Па·с [ ]

α = РАЦ2/ РВ2 α = 1000/170 = 5,88

lgμ2 = XF· lg μАЦ2+ (1 – XF) · lg μB2 lgμ2 = 0,24· lg0,23 · 10-3 + (1 – 0.01) · lg0,469 · 10-3.

μСМ2 = 0,4 · 10-3 Па·с по графику η2 = 38% [ ]

в) для для верхней части колонны при tD = 57 оС

РАЦ3 = 800 мм.рт.ст. [ ] РВ3 = 125 мм.рт.ст. [ ] μАЦ3 = 0,23 · 10-3 Па·с [ ] μВ3 = 0,469 · 10-3 Па·с [ ]

α3 = РАЦ3/РВ3

α3 = 800/125 lgμ3 = XF· lgμАЦ3+ (1 – XF) · lgμB3

lgμ3 = 0,24· lg0,23 · 10-3 + (1 – 0.01) · lg0,469 · 10-3. μСМ3 = 0,4 · 10-3 Па·с

по графику η3 = 36% [ ]

Средний КПД тарелки η(%) рассчитывают по формуле

η = (η1 + η2 +η3)/3 (2.28)

η = (48 + 38 + 36)/3 = 41%

Действительное число тарелок находим n = 7/0,41 = 17 тарелок

Высота колонны определяется по формуле Н = hT ·(n – 1) + h1 + h2

(2.29) где h1 - расстояние от верхней тарелки до крышки

h2 - расстояние от нижней тарелки до днища h1 = 2м h2 = 3,5м hT - расстояние между тарелками hT = 0,5м

Н = 0,5 ·(17 – 1) + 2 + 3,5 = 8м.

2.4 Тепловой расчет

Рисунок 2.3 – Схема тепловых потоков в ректификационной колонне

Приход теплоты: 1) с исходной смесью – QF = F · iF (Bт) 2) c флегмой – QФ = D · R · iD (Вт) 3) с парами ВК, поступающими из испарителя Q (Вт) Расход теплоты: 1) с парами НК, выходящими из колонны - QП = D·(R + 1)· IП (Вт) 2) с кубовым остатком – QW = W · iW (Вт) 3) с тепловыми потерями – QП (Вт) Тепловой баланс колонны: ΣQПР = ΣQРАС

Тепловой расчет ректификационной колонны ведется по количеству теплоты производимой в испарителе;

Q = D · R(I · iФ) + D(I · iF) + W(iW – iF) (2.30)

где Q - общий расход тепла в кубе испарителе без учета потерь в окружающую среду Вт

D - количество дистиллята, кг/с R - флегмовое число W - количество кубового остатка, кг/с

iФ; iW; iF - энтальпии флегмы, кубового остатка, исходной смеси. iФ = СФ · tФ = СD · tD

(2.31) iW = CW · tW

(2.32) iW = CF · tF

(2.33) СD; CW; CF; - удельные теплоемкости дистиллята, кубового остатка,

исходной смеси соответственно при температурах tD,tW,tF

I – энтальпия пара, выходящего из колонны Дж/кг. I = iФ + rФ = CD · tD + rФ

(2.34) Примечание: состав флегмы и дистиллята в верху колонны одинаков,

поэтому СФ = СD Для определения СD, СF, СW и rФ по диаграмме t–х,у находим температуры

кипения дистиллята, исх. смеси, кубового остатка. при tD = 57 oС CАЦ1 = 2434 Дж/кг [ ]

СВ1 = 4232 Дж/кг [ ] при tF = 63 oС CАЦ2 = 2284 Дж/кг [ ]

СВ2 = 4186 Дж/кг [ ] при tW = 97 oС CАЦ3 = 2305 Дж/кг [ ]

СВ3 = 4190 Дж/кг [ ]

Удельные теплоты парообразования r(Дж/кг) ацетона и воды: rAЦ = 519,6 · 103 Дж/кг rВ = 2359,0 · 103 Дж/кг

Теплоемкость дистиллята СD(Дж/кг·К) рассчитывается по формуле: СD = CАЦ1 · XD + CВ1 ·(1 – XD)

(2.35) СD = 2434 · 0,94 + 4232 ·(1 – 0,94) = 2541,88 Дж/кг·К

Удельная теплоемкость исходной смеси СF(Дж/кг·К) по формуле: СF = CАЦ2 · XF + CB2 ·(1 – XF)

(2.36) СF = 2284 · 0,24 + 4186 ·(1 – 0,24) = 3729,52 Дж/кг

Удельная теплоемкость кубового остатка СW(Дж/кг·К) по формуле:

СW = CАЦ3 · XW + CB3 ·(1 – XW) (2.37)

СF = 2305 · 0,01 + 4190 ·(1 – 0,01) = 4171,15 Дж/кг

При tD удельная теплота парообразования для ацетона. rAЦ = 519,6 · 103 Дж/кг [ ] При tD удельная теплота парообразования для воды. rВ = 2359,0 · 103 Дж/кг [ ] Удельная теплота парообразования флегмы:

rФ = rAЦ · ХD + rВ·(1 – XD) (2.38)

rФ = 519,6 · 103 · 0,94 + 2359,0 · 103 ·(1 – 0,94) = 630 · 103Дж/кг

Подставляя посчитанные значения СD, СF, СW и rФ и в уравнение (2.30) мы определим общий расход тепла:

I = СD · tD + rФ I = 2541,88 · 57 + 630 · 103 = 774887,16 · 103Дж

iФ = 2541,88 · 57 = 144,89 · 103 Дж iW = 4171,15 · 97 = 404,6 · 103 Дж iF = 3729,52 · 63 = 234,96 · 103 Дж

Q = 1,665 · 0,66·(77,489 · 103 - 144,89 · 103) + 1,665·(77,489 · 103 - 234,96 · 103) + 1,665(404,6 · 103 – 234,96 · 103) = 1873,741 · 103Вт

Тепловые потери QПОТ(Вт) составляют обычно 3% от общего расхода тепла:

QПОТ = 0,03 · Q (2.39)

QПОТ = 0,03 · 1873,741 · 103 = 56,212 · 103Вт

С учетом потерь полный расход теплоты QП(Вт) будет составлять:

QП = Q + QПОТ (2.40)

QП = 1873,741 · 103 + 56,212 · 103 = 1929.953 · 103Вт

Рассчитываем расход греющего пара GГ.П.(кг/с) (водяного) подающегося в куб-испаритель для нагрева кубового остатка:

Qп _ GГ.П. = r Г.П ·(1 - ω)

(2.41) где ω - влажность пара, берется в пределах от 3 до 8% ω = 8%

r Г.П - удельная теплота конденсаций водяного пара, Дж/кг; r Г.П = 2141 · 103Дж/кг:

1929,953 · 103_ GГ.П. = 2141 · 103 ·(1 – 0,08) = 0,98 кг/с

Рассчитаем расход воды GB(кг/с) в дефлегматоре, идущую по конденсацию паров:

QD _ GB. = CB · ∆t

(2.42)

где СB – удельная теплоемкость воды, Дж/кг·К; СB = 4190 Дж/кг·К ∆t - учитывает повышения температуры охлаждающей воды ∆t = 20 оС QD - тепловая нагрузка дефлегматора при полной конденсации паров:

QD = D·(R+1)· rФ QD = 1,665·(0,66+1)· 630 · 103 = 1741,257 · 103Дж (2.43)

1741,257 · 103 _ GB. = 4190 · 20 = 20,779 кг/с

2.5 Гидравлический расчет

Гидравлическое сопротивление тарелки равно сумме сопротивлений: ∆Р = ∆РСУХ + ∆РА + ∆РПЖ

где ∆РСУХ – гидравлическое сопротивление сухой тарелки. ∆РА – сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения

ацетона и воды. ∆РПЖ – гидравлическое сопротивление парожидкостного слоя на тарелке.

ωОТВ2_ ∆РСУХ = ζ · ρП · 2

(2.44) где ζ - коэффициент сопротивления, для ситчатых тарелок со свободным

сечением 7 - 10% ζ = 1,82 ωОТВ - скорость пара в отверстиях

_g_ ρЖ ωОТВ = а · √ ζ · ρП · l

(2.45) где l - высота слоя жидкости на тарелках, м;

а - коэффициент для ситчатой тарелки а = 0,67

l = hn + ∆h (2.46) где hП – высота сливного порога

hП = 40мм ∆h - высота жидкости над сливной перегородкой, м;

VЖ.Н _ 2/3 ∆h = 1,85 · П · К

(2.47) 0,0045 _ 2/3

∆h = 1,85 · 0,5 · 0,795 = 0,0329м где VЖ.Н - объемный расход жидкости в нижней части колонны. К = 0,5 отношение плотности пены парожидкостной смеси к плотности

чистой жидкости.

l = 0,04 + 0,0329 = 0,0729м

9,8_ 975,6 ωОТВ = 0,67 · √ 1,82 · 1,46 · 0,0729

0,07292_ ∆РСУХ = 1,82 · 1,46 · 2 = 156 Па

∆РА - сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения ацетона и воды.

4 · σ ∆РА = d0

(2.48) σ - коэффициент поверхностного натяжения ацетона и воды, при

температуре в нижней части колонны tW = 97 оС.

σА = 13,8 · 10-3 Н/м [ ] σВ = 58,9 · 10-3 Н/м [ ]

σ = σА · ХW + σВ(1 – ХW) (2.49)

σ = 13,8 · 10-3 · 0,01 + 58,9 · 10-3·(1 – 0,01) = 58,449 · 10-3 Н/м 4 · 58,449 · 10-3

∆РА = 0,004 · 10-3 = 58 Па

∆РПЖ - гидравлическое сопротивление парожидкостного слоя на тарелке.

∆РПЖ = 1,3 · g · К · ρЖН · l (2.50)

∆РПЖ = 1,3 · 9,8 · ,5 · 975,6 · 0,00729 = 453Па ∆Р = 156 + 58 + 453 = 667 Па

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками hТ = 0,5м необходимое для создания гидравлического затвора и нормальной работы тарелки;

∆Р _ hТ > 1,8 · ρЖ · g

(2.51) 667_ _

0,5 > 1,8 · 975,6 · 9,8 = 0,13 0,5 > 0,13

Следовательно hТ в ректификационной колонне, достаточно для создания гидравлического затвора.

Заключение

В курсовой работе представлена ректификационная колонна предназначена для разделения бинарной смеси ацетон-вода. При производительности 12т/ч, выход ацетона 5,994 т/ч. В теоретической части освещены: теоретические основы процесса

устройство и принцип действия десорбционной колонны, техника безопасности при обслуживании аппарата, охрана окружающей среды. В расчетной части я произвел технологически расчет, в котором определил

основные технологические характеристики ректификационной колонны: количество паров в колонне GП = 2,615 кг/с; объемный расход пара в колонне VП = 1,89 м3/ч. Конструктивный расчет представил собой нахождение оптимальной

скорости паров в колонне ωОПТ = 0,94м/с, расчет диаметра колонны D = 1600 мм, в соответствии с ГОСТ 21944-76 и расчет ректификационной колонны Н = 13,5м. Учитывая все расчетные параметры процесса и свойства разделяемых

веществ, выбрал по ОСТ 26-01-108-85 ситчатую одноступенчатую тарелку типа ТС-Р, действительное число тарелок составило n = 17ШТ. Данная тарелка имеет КПД равное 41%, расстояние между тарелками в колонне составило hТ = 500мм. В тепловом балансе определили количество теплоты, необходимое для

испарения кубового остатка в испарителе, оно составило QП= 1929953Вт расход греющего пара, подающегося в куб-испаритель для нагрева куба колонны GГ.П. = 0,98 кг/с и расход воды в дефлегматоре, которая идет на охлаждения и конденсацию паров GB = 20,779 кг/с. На основе этих расчетов можно сделать вывод, что данная десорбционная

колонна подходит для извлечения аммиака из воды при данной производительности.

Литература

1. Александров И.А.. Ректификационные и абсорбционные аппараты: М.: «Химия», 1978.

комментарии (0)
Здесь пока нет комментариев
Ваш комментарий может быть первым
Это только предварительный просмотр
3 страница на 26 страницах
Скачать документ