Курсовой проект Ректификационная установка для разделения смеси бензол-толуол - файл n1.doc

приобрести
Курсовой проект Ректификационная установка для разделения смеси бензол-толуол
скачать (792 kb.)
Доступные файлы (1):
n1.doc792kb.22.08.2012 14:04скачать

n1.doc




ФЕДЕРАЛЬНОЕ АГЕНТСТВО ПО ОБРАЗОВАНИЮ РФ

ВОЛЖСКИЙ ПОЛИТЕХНИЧЕСКИЙ ИНСТИТУТ (ФИЛИАЛ)

ВОЛГОГРАДСКОГО ГОСУДАРСТВЕННОГО ТЕХНИЧЕСКОГО УНИВЕРСИТЕТА

Кафедра «технологические машины и оборудование»
ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

к курсовому проекту

Тема: С проектировать ректификационную установку непрерывного действия с ситчатыми тарелками для разделения бинарной смеси бензол-толуол под давлением 1.0 атм. .

Код курсового проекта: КП.08.ВТМ.Р.1.4.3.01

Выполнил: студент гр. ВХТ-452

Перфильев А.В.

Проверил: Орлов С.В.

ВОЛЖСКИЙ

2008

Содержание


Содержание 3

Введение 5

Задание на проектирование 7

1. Материальный баланс колонны и рабочее флегмовое число 8

2. Определение объемов пара и жидкости, проходящих через колонну 11

2.1. Средний мольный состав жидкости 11

2.2. Средние мольные массы жидкости 11

2.3. Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости 11

2.5. Средний мольный состав пара 11

2.6. Средние мольные массы пара 12

2.7. Средние массовые потоки пара 12

3. Скорость пара и диаметр колонны 13

3.1. Температуры паров 13

3.2. Плотности паров в колонне 13

Средняя плотность пара в колонне: 14

3.3. Плотности жидкостей в колонне 14

3.5. Предельная скорость паров в колонне 14

3.6. Диаметр колонны 15

Список литературы 23

ОСНОВНЫЕ УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
а — удельная поверхность, м2/м;

D — коэффициент диффузии, м2/с;

d — диаметр, м;

F — расход исходной смеси, кг/с;

G — расход паровой фазы, кг/с;

Р — расход дистиллята, кг/с;

g — ускорение свободного падения, м/с2;

Н, h — высота, м;

К — коэффициент массопередачи;

L — расход жидкой разы, кг/с;

М — мольная масса, кг/кмоль;

m — коэффициент распределения; .

N — число теоретических ступеней разделения;

п — число единиц переноса;

R — флегмовое число;

Т, t — температура, град;

U — плотность орошения, м32с)

W — расход кубовой жидкости, кг/с;

? — скорость пара, м/с;

х — концентрация жидкой фазы;

у — концентрация паровой фазы;

? — коэффициент массоотдачи;

? — свободный объем. м23;

? — вязкость, Па-с:

? плотность, кг/м3 ;

? — поверхностное натяжение, Н/м;

? — коэффициент смачиваемости;

Re — критерий Рейнольдса;

Fr — критерий Фруда:

Гс — критерий гидравлического сопротивления;

Nu' — диффузионный критерий Нуссельта;

Рг' — диффузионный критерий Прандтля.

Введение


Ректификация – массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки), аналогичными аппаратам, используемым в процессах абсорбции. Поэтому методы подхода к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имеют много общего. Тем не менее ряд особенностей процесса ректификации (различное соотношение нагрузок по жидкости и пару в нижней и верхней частях колонны, переменный по высоте коэффициент распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса) осложняет его расчет.

Одна из сложностей, с которой встречаются проектировщики, заключается в том, что в литературе отсутствуют обобщенные закономерности для расчетов кинетических коэффициентов процесса ректификации. В наибольшей степени это относится к колоннам диаметром более 800 мм, с насадками и тарелками, широко применяемыми в химических производствах. Большинство рекомендаций сводится к использованию для расчетов ректификационных колонн кинетических зависимостей, полученных при исследовании абсорбционных процессов.

Принципиальная схема ректификационной установки приведена на рис.1. Исходная смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подается в теплообменник 3, где подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси XF.

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 XW, 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 XP, которая получается в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выходит 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 10 и направляется в емкость 11.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной смеси на дистиллят с высоким содержанием легколетучего компонента и кубовый остаток, обогащенный труднолетучим компонентом.



Рис. 1. Принципиальная схема ректификационной установки

1- Промежуточная ёмкость; 2- Центробежный насос; 3- Теплообменник;

4- Кипятильник; 5- Ректификационная колонна; 6- Дефлегматор;

7- Теплообменник; 8- Промежуточная ёмкость; 9- Центробежный насос;

10- Теплообменник; 11- Ёмкость.

Задание на проектирование


С проектировать ректификационную установку непрерывного действия с ситчатыми тарелками, для разделения бинарной смеси бензол-толуол под давлением 1.0 атм. Производительность по исходной смеси 6000 кг/ч. Содержание легколетучего компонента в исходной смеси 56%, в дистилляте 97%, в кубовом остатке 8%. Исходная смесь перед подачей в колонну подогревается до температуры 50 0С.

Ткип (C6Н6) = 80,2 0С Ткип6Н5СН3) = 110,6 0С
Равновесный состав жидкости (Х) и пара (Y) и температуры кипения (t) бинарной смеси бензол-толуол.

Таблица 1.

t, 0С

X, %

Y, %

110,6

0

0

118,3

5

11,5

106,1

10

21,4

102,2

20

38

98,6

30

51,1

95,2

40

61,9

92,1

50

71,2

89,4

60

79

86,8

70

85,4

84,4

80

91

82,3

90

95,9

80,2

100

100


1. Материальный баланс колонны и рабочее флегмовое число


Производительность колонны по дистилляту Р и кубовому остатку W определим из уравнений материального баланса колонны:

; . (1.1)

Отсюда находим:

кг/с,

кг/с,

Для дальнейших расчетов пересчитаем составы фаз питания, дистиллята и кубового остатка из массовых долей в мольные по соотношению:

, (1.2)

где Мнк(C6H6) и Мвк6Н5СН3) — молекулярные массы соответственно низкокипящего и высококипящего компонентов. Мнк = 78 кг/кмоль; Мвк = 92 кг/кмоль.

Получим: 0,600 кмоль/кмоль смеси,

0,974 кмоль/кмоль смеси,

0,093 кмоль/кмоль смеси.

Построим диаграмму равновесия между паром и жидкостью в координатах у-х (состав пара – состав жидкости). По диаграмме определим – концентрацию легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью. Равновесные данные взяты из методического указания [8].




Рис. 1. Диаграмма равновесия между паром и жидкостью в координатах Y – X.
Из диаграммы получим 0,79 кмоль/кмоль смеси.

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R; его оптимальное значение Rопт можно найти путем технико-экономического расчета. Ввиду отсутствия надежной методики оценки Rопт используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициента избытка флегмы (орошения): = R/Rmin , где Rminминимальное флегмовое число:

(1.3)



При этом коэффициент избытка флегмы будет равен:



Уравнение рабочей линии верхней части колонны:

,

где — отрезок на оси У.

Y = 0,609 ∙ X + 0,381

Уравнение рабочей линии нижней части колонны:

,

где — отрезок на оси У.

Y = 1,261 ∙ X - 0,024

2. Определение объемов пара и жидкости, проходящих через колонну

2.1. Средний мольный состав жидкости


а) в верхней части колонны

кмоль/кмоль смеси (2.1)

б) в нижней части колонны

кмоль/кмоль смеси (2.2)

2.2. Средние мольные массы жидкости


а) в верхней части колонны

кг/кмоль (2.3)

б) в нижней части колонны

кг/кмоль (2.4)

Мольная масса исходной смеси

кг/кмоль (2.5)

Мольная масса дистиллята

кг/кмоль (2.6)

Мольная масса кубового остатка

кг/кмоль (2.7)

2.3. Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости


а) в верхней части колонны

кг/с (2.8)

б) в нижней части колонны

кг/с (2.9)

2.5. Средний мольный состав пара



Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:

а) в верхней части колонны

кмоль/кмоль смеси (2.10)

б) в нижней части колонны

кмоль/кмоль смеси (2.11)

2.6. Средние мольные массы пара


а) в верхней части колонны

кг/ кмоль (2.12)

б) в нижней части колонны

кг/ кмоль (2.13)

2.7. Средние массовые потоки пара



а) в верхней части колонны

кг/с (2.14)

б) в нижней части колонны

кг/с (2.15)


3. Скорость пара и диаметр колонны

3.1. Температуры паров



Средние температуры паров определим по диаграмме tх,у.



Рис.2 Диаграмма равновесия между паром и жидкостью в координатах t-x,y

Температура кипения исходной смеси 89,4 0С

Температура кипения дистиллята 80,7 0С

Температура кипения кубового остатка 106,4 0С

а) Средняя температура пара в верхней части колонны

при 0С

б) Средняя температура пара в нижней части колонны

при 0С

3.2. Плотности паров в колонне



а) в верхней части колонны

кг/м3 (3.1)

б) в нижней части колонны

кг/м3 (3.2)

Средняя плотность пара в колонне:


кг/м3 (3.3)

3.3. Плотности жидкостей в колонне



Плотности жидких бензола и толуола близки. Температура кипения дистиллята при 0,974 равняется 80,7 0С, температура кипения кубового остатка при равняется 106,4 0С.

Т,°С

0

20

40

60

80

100

120

?, кг/м3

Бензол

900

879

858

836

815

793

769

Толуол

884

866

847

828

808

788

766

?,10-3 Нс/м2

Бензол

0,91

0,66

0,492

0,39

0,316

0,261

0,219

Толуол

0,768

0,586

0,466

0,381

0,319

0,271

0,231


Интерполяцией значений определяем:

Плотность жидкого бензола при 80,7 0С 814,2 кг/м3

Плотность жидкого толуола при 106,4 0С 781 кг/м3

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне:

кг/м3 (3.4)

3.5. Предельная скорость паров в колонне



Определим скорость пара в колонне по уравнению:

(3.5)

где с – коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости;

плотности жидкости и пара, кг/м3.

По данным каталога-справочника «Колонные аппараты» принимаем расстояние между тарелками h=0,4 м. Для ситчатых тарелок по графику находим с = 0,032.


3.6. Диаметр колонны



Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне . Имеем:



где МР – мольная масса дистиллята, Р - расход дистиллята.



Диаметр колонны:



По каталогу-справочнику «Колонные аппараты» выбираем D =1400мм [1, стр 197].

Тогда Действительная скорость пара в колонне будет:


4. Гидравлический расчет тарелок
По каталогу для колонны диаметром 1400 мм выбираем ситчатую тарелку ТС-Р со следующими конструктивными размерами:

Диаметр отверстий в тарелке, do 0,005м

Шаг между отверстиями, t 10 мм

Рабочее сечение тарелки, Fр 1,368 м2

Высота переливного порога, hпер 30 мм

Площадь перелива, Fсл 0,087 м2

Периметр перелива, Псл 0,86 м

Путь жидкости, lж 0,93 м

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



а) верхняя часть колонны:

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки



где =1,7 – коэффициент для ситчатых тарелок;

– скорость пара в отверстиях тарелки.



Па

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:



где = 21,3 ∙10-3 Н/м – поверхностное натяжение бензола при 80,7 0С ;

do =0,005 м – диаметр отверстий тарелки.
Па

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:



Высота парожидкостного слоя на тарелке:



Высоту слоя над сливной перегородкой рассчитывают по формуле:



где Vж – объемный расход жидкости, м3/с;

П – периметр сливной перегородки, м;

– отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближенно равным 0,5.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:



Находим h:



Высота парожидкостного слоя на тарелке:

hпж = 0,03 +0,017= 0,047м

Сопротивление парожидкостного слоя:



Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

∆р = ∆pсух + ∆р? + ∆рпж =243+ 17 + 244= 504 Па

б) нижняя часть колонны:

Па

Па

где = 19,4∙10-3 Н/м – поверхностное натяжение толуола при tcp =106,4оС
Объемный расход жидкости в нижней части колонны:

,



Находим h:

м

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

hпж = 0,03 + 0,0306 = 0,0606 м

Сопротивление парожидкостного слоя:

Па

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

р’’ = 252 + 15,5 +302 =569,5 Па

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 0,4 м необходимое для нормальной работы тарелок условие



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

0,4 > м

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.

Проверим равномерность работы тарелок – рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях ?о, мин , достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:



Рассчитанная скорость ?о, мин меньше ?о = 10,276 м/с, следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.
5. Определение числа тарелок и высоты колонны

Построим рабочие линии и ступени изменения концентраций для верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) частей колонны (рис.4) и находим число ступеней изменения концентрации nт. В верхней части колонны nт 6, в нижней части n’’т 6, всего 12ступеней.



Рис. 3. Построение рабочих линий по диаграмме Y – X.

Число тарелок: Для определения среднего к.п.д. тарелок ? находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов ? = Рбт и коэффициент динамической вязкости исходной смеси ? при средней температуре в колонне, равной 94,1оС.

Рб = 1150 мм рт. ст.

Ртолуол = 475 мм рт. ст.

?б = 0,305 сП = 0,305∙10-3 Па∙с

?тол = 0,309 сП = 0,309∙10-3 Па∙с
Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси

? = 0,307 сП = 0,307∙10-3 Па∙с

Тогда: ? = 1150/475 = 2,42

?? = 2,42∙0,307 = 0,743

По графику [9, Рис.7.4] зависимости ? – ?? находим ? = 0,5

Длина пути жидкости на тарелке lж=0,93 (по тех. хар-ке выбранной тарелки)

По графику находится значение поправки на длину пути ∆=0

Средний КПД тарелок определяется по уравнению:



Для сравнения рассчитывается средний КПД тарелки ?0

?0=

в этой формуле безразмерные комплексы





Коэффициент диффузии

м2



Число тарелок:

в верхней части колонны:

в нижней части колонны:

Общее число тарелок n = 24, с запасом n = 28, из них в верхней части 14 и в нижней части 14 тарелок.

высота тарельчатой части колонны: НТ = (n – 1) ∙ h = (28 – 1) ∙0,4 = 10,8 м

где h – расстояние между тарелками.

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

кгс/см2


6. Тепловой расчет установки

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе:

QD = Р (1 + R)∙rD

Здесь: ,

где rб и rт – удельные теплоты конденсации бензола и толуола.

rD = 0,974∙ 383,9∙103+ (1 – 0,974) ∙371,8∙103 = 383,6∙103 Дж/кг



Расход тепла, получаемого в кубе-испарителе от греющего пара:

Qк = QD + Р∙cP∙tP + W∙cW∙tW – F∙cF∙tF + Qпот

Тепловые потери Qпот принимаем в размере 3% от полезно затрачиваемого тепла; удельные теплоемкости взяты соответственно:

cP =1982 Дж/кг К при tР = 80,7oC;

cW = 2137 Дж/кг К при tW = 106,4oC;

cF = 2050 Дж/кг К при tF = 89,4oC.

Температура кипения исходной смеси tF =89,4оС определена по рисунку 2.

Вт

Расход тепла в паровом подогревателе исходной смеси:

Q = 1,05GFcF(tF – tнач ),

Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси сF = (0,44∙0,46 + 0,56∙0,47)∙4190 = 1950 Дж/кг∙К взята при средней температуре .

Вт

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q = Р∙cР∙(tР – tкон),

где сD = 1892 Дж/кг∙К – удельная теплоемкость дистиллята при средней температуре С.

Вт

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

Q = W∙cW(tW – tкон),

где удельная теплоемкость кубового остатка сW = 1916 Дж/кг∙К взята при средней температуре .

Вт

Расход греющего пара, имеющего давление рабс = 4 атм и влажность 5%:

а) в кубе-испарителе

, кг/с

где rr,n = 2141∙103 Дж/кг – удельная теплота конденсации греющего пара.

б) в подогревателе исходной смеси



Всего 0,458 + 0,066 = 0,524 кг/с или 1,886 т/ч
Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20оС:

а) в дефлегматоре



б) в водяном холодильнике дистилята



в) в водяном холодильнике кубового остатка



Всего 10,65+1,13+1,43=13,21 м3/с, или 47,56 м3

Список литературы


  1. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию / под ред. Дытнерского Ю.И. — М.: Химия, 1991. - 496 с.

  2. О.А. Тишин, И.С. Мокрецова Методические указания по курсовому проектированию по дисциплине «Процессы и аппараты химических производств» Волгоград, 2001. – 20с.

  3. Н.И. Гальперин «Основные процессы и аппараты химической технологии» М. Химия, 1981. – 810с.

  4. В.Б. Коган «Равновесия между жидкостью и паром» справочник М. Наука 1966г. 2т.

  5. И.А. Иоффе «Проектирование процессов и аппаратов химической технологии» Л. Химия 1991г. – 352с.

  6. И.А. Александров «Ректификационные и абсорбционные аппараты» М. Химия 1978г. – 277с.

  7. Каталог «Колонные аппараты» 1978. – 310с.

  8. А.Н.Плановский, В.М.Рамм, С.З.Каган, Процессы и аппараты химической технологии, М. Госхимиздат, 1962. – 846с.

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





ФЕДЕРАЛЬНОЕ АГЕНТСТВО ПО ОБРАЗОВАНИЮ РФ
Учебный материал
© nashaucheba.ru
При копировании укажите ссылку.
обратиться к администрации