Расчет ректификационной установки для разделения бинарной смеси ацетон-бензол

Московская Государственная Академия

Тонкой Химической Технологии

им. М.В. Ломоносова

Кафедра процессов и аппаратов химических технологий

Расчетно-пояснительная записка к курсовому проекту

по расчету ректификационной установки

Студент: гр. ХТ-405

Руководитель:

Москва 2002

ПЛАН

ВВЕДЕНИЕ

Цель и задачи курсового проектирования

Описание технологической схемы

Выбор конструкционного материала

Расчет контактных устройств6

Расчет потоков дистиллята и кубового остатка

РАСЧЕТ ГАБАРИТОВ КОЛОННЫ

Расчет габаритов верха колонны

Расчет габаритов низа колонны

Расчет гидравлического сопротивления колонны

РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННОЙ АППАРАТУРЫ

Диаметры штуцеров

Расчет кубового испарителя

Расчет конденсатора-дефлегматора

Подогреватель исходной смеси

Водяной холодильник дистиллята

Водяной холодильник кубового остатка

Расчет и выбор конденсатоотводчиков

Расчет емкостных аппаратов

Расчет тепловой изоляции

Расчет центробежного насоса

Расчет толщины обечайки

Список использованной литературы

Введение

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 образуется путем полной или частичной конденсации уходящего после контакта потока пара, в то время как при разделении жидких смесей неравновесный паровой поток, 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.

Цель и задачи курсового проектирования

Курсовой проект базируется не только на теории процессов и аппаратов химической технологии, но и на ряде предшествующих дисциплин (графика, техническая механика, физическая химия). Качество проекта зависит от уровня овладения знаниями по указанным дисциплинам, от умения пользоваться технической литературой и от проявленной при проектировании инициативы.

Целью курсового проектирования является закрепление знаний, приобретенных при изучении перечисленного ряда дисциплин, а также привитие навыков комплексного использования полученных теоретических знаний для решения конкретных задач по аппаратному оформлению технологических процессов.

Курсовой проект состоит из расчетно-пояснительной записки и чертежей проектируемой установки на двух листах стандартного размера - 814х576. На первой листе помещаются общий вид основного аппарата установки с достаточным количеством проекций (продольные и поперечные разрезы) и наиболее важные узлы. На втором листе приводится технологическая схема установки.

Описание технологической схемы

Исходную смесь из емкости Е1 центробежным насосом Н1 подают в теплообменник - подогреватель исходной смеси П, где она нагревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну КР на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси х1.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении жидкости в кубовом испарителе К. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка хо, т.е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легко летучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают, в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава х2, получаемой в дефлегматоре Д путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике - холодильнике дистиллята Х2 и направляется в емкость Е3.

Из кубовой части колонны насосом непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике - холодильнике кубового остатка Х1 и направляется в емкость Е2.

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

Выбор конструкционного материала

Материал для изготовления колонн и теплообменной аппаратуры выбирается в соответствии с условиями их эксплуатации (прочность, механическая обработка, свариваемость). Главным же требованием является их коррозийная стойкость. Последняя оценивается в зависимости от скорости коррозии.

Предпочтительны материалы, скорость коррозии которых не превышает 0,1-0,5 мм/год, а по возможности - более стойкие (скорость коррозии 0,01-0,05 мм/год).

Сталь марки ОХ17Т обладает повышенной сопротивляемостью межкристаллической коррозии и устойчива как к ацетону, так и к бензолу. Для трубопроводов выберем марку Х17.

Стали удовлетворительно обрабатываются резанием и обладают удовлетворительной свариваемостью.

Сталь ОХ17Т (ГОСТ 5632-61)

l=25,1 Вт/м·Кr=7700 кг/м3

Сталь Х17 (ГОСТ 5632-61) [6, стр.281, 282]

l=25,1 Вт/м·Кr=7750 кг/м3

Равновесные данные:

Смесь: Ацетон - Бензол.

x	y	t
0	0	86,1
1	3,52	79,2
5	14,96	76,35
10	25,31	73,6
20	46,3	69,7
30	51,47	66,75
40	60,3	64,5
50	67,85	62,65
60	74,64	61
70	81	59,6
80	87,37	58,35
90	93,71	57,25
95	96,87	56,7
99	99,37	56,27
100	100	56,18

1) По равновесным данным необходимо построить диаграммы T(x,y) и (x,y) для смеси ацетон-бензол.

А є Ацетон Ма = 46 кг/кмоль

Б є БензолМб = 78 кг/кмоль

2) Пересчитываем известные концентрации а0, а1 и а2 в x0, x1 и x2:

3) Расчет минимального флегмового числа:

определяем по диаграмме (x,y) по x1:

» 44

4) Расчет рабочего флегмового числа:

R=sЧRmin=1,2*2,45=2,94

5) Расчет отрезка "b" для построения рабочей линии укрепляющей части колонны:

6) Построение рабочей линии на диаграмме (x,y) и определение числа теоретических тарелок:

nут=5nот=11

Для расчета числа реальных тарелок необходимо найти их КПД.

7) Расчет КПД тарелок:

Расчет ведется для питающей тарелки

х1=0,23 моль/моль

Поскольку смесь подается при температуре кипения, t1 определяется по диаграмме Т(х, у) по х1.

t1»68,8°C

При этой температуре определяется давление насыщенных паров компонентов:

Рa»1100 мм Hg

Рб»31 мм Hg

Необходимо рассчитать коэффициент относительной летучести:

Вязкость жидкой смеси:

mА и mВ определяются при t1 = 68,8°С:

ma » 0,22 сп

mб » 0,36 сп

aЧmсм=35,5*0,315=11,18

Средний КПД тарелок по диаграмме:

h » 0,25

8) Расчет числа реальных тарелок:

Nобщ=20+44=64

Расчет потоков дистиллята и кубового остатка

По правилу рычага второго рода:

П(а2-а0) =W1(a1-a0)

Проверка:

П+W0=W1

0,30+1,9=2,2 кг/с

Расчет габаритов колонны

Расчет габаритов верха колонны:

=П(R+1)

Рекомендуемая скорость пара равна:

а) Расчет плотности жидкости:

ra и rб определяются при температуре дистиллята tд=t2»68,8 (по диаграмме Т(х, у)):

ra » 719 кг/м3

rб » 805 кг/м3

б) Расчет плотности пара:

pu=RT2

в) Расчет рекомендуемой скорости пара:

»1,04м/с

Расчет габаритов низа колонны.

Рекомендуемая скорость пара рассчитывается при температуре t0»77°C (диаграмма T(x,y))

а) Расчет плотности жидкости:

ra»724кг/м3

rб»818кг/м3

б) Расчет плотности пара:

Рекомендуемая скорость пара:

м/с

в) Расчет :

Расчет rкуб производится по принципу аддитивности:

rкуб=raЧa0+ rбЧ(1-a0)

при t0=77°С

rкуб=500*0,025+396Ч(1-0,025) »398,6кДж/кг

Расчет Qкип.

Qкип=W0Чc0Чt0-W1Чc1Чt1+П(RЧrд+iп)

По диаграмме Т(x,y) определяем:

- по х1t1=63,8°C - по х2t2=56,7°C - по х0t0=77°C

Вычисляем теплоемкости смеси при разных температурах:

с0=сaЧa0+сб(1-a0) =0,58*4, 19*0,025+4, 19*0,45*(1-0,025) =1,47кДж/кгК

с1=сaЧa1+сб(1-a1) =0,555·4, 19*0,15+0,444*4, 19*0,85=1,93 кДж/кгЧК

с2=сaЧa2+сб(1-a2) =

0,546·4, 19*0,925+0,43*4, 19*0,075=2,25 кДж/кгЧК

Значения сa и сб взяты из номограммы

При температуре t2=56,7°C удельная теплота парообразования дистиллята:

при t2 = 56,7 °С

rД=raa2+rб(1-a2) =522,4·0,925+410,7·(1-0,925) =595,5 кДж/кг

Энтальпия пара:

iп =c2·t2+rд=2,25·56,7+595,5»654,5 кДж/кг

Qкип=1,9·1,47·77-2,22·1,93·63,8+0,3(2,45·595,5+654,5) =575,7 кВт

Теперь можно рассчитать диаметр колонны:

Расчет высоты.

H = h(Nобщ-1) +Zв+Zн = 0,5(64-1) +2+1 = 34,5 м

Габариты колонны.

Н = 34,5 м

d=1000мм

Расчет гидравлического сопротивления тарелочной части колонны.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки:

ΔР=ΔРс+ΔРσ+ΔРж, Па.

― Расчет потери напора пара на преодоление местных сопротивлений на сухой (неорошаемой) тарелке

ΔРс=ξ , Па.

Коэффициент сопротивления для клапанной тарелки ξ= 3,6 по [5, стр.25]

Скорость пара в отверстии тарелки: м/с

ΔРс=3,6* Па.

― Расчет сопротивления, вызываемого силами поверхностного натяжения.

ΔРσ= , Па.

dэ=d0=40 мм - эквивалентный диаметр отверстия тарелки.

При єC

σА=15,9*10-3 Н/м [1, стр.501, табл. XXII]

σб=22,1*10-3 Н/м

σср= Н/м

ΔРσ= Па.

― Расчет статистического сопротивления слоя жидкости на тарелке.

ΔРж=КА*hж*ρж*g, Па

Относительная плотность парожидкостной смеси КА=0,5-0,7

Средняя плотность жидкости

ρж= кг/м3

высота слоя жидкости на тарелке

hж = hw +how

высота перегородки hw=0,03-0,05м

Подпора жидкости на сливной перегородке:

how =

Периметр слива П' =1,12 м

Объемный расход жидкости

R=2,94

K/моль см

м3/с

how = м

hж=0,04+0,02=0,06 м

ΔРж=0,5*0,06*770*9,81=226,6 Па

И так ΔР=514+1,9+226,6=642,5 Па

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

h >1,8*

0,4 >1,8*

0,4 > 0,17 => условия выполняются

Полное сопротивление тарельчатой колонны определяется числом тарелок

nΣ =64 в колонне.

ΔРполное =ΔР* nΣ =642,5*64=31120 Па.

Расчет диаметров штуцеров.

1) Штуцер для ввода исходной смеси.

d=, или

исходные данные: =2,22 кг/с

=0,23

t1= 63,8 єC

ρA=640,1 кг/ м3

ρВ=829,2 кг/ м3

ω1=0,9м/с

ρ1=Х1*ρА+(1-Х1) *ρВ=0,23*640,1+(1-0,23) *829,2=785,7 кг/ м3

d==0,06м =60мм

Принимаю

Dу=50мм,dн=55мм, S=3,5мм, Н=120мм

2) Штуцер для вывода пара из колонны.

d =, мм

Исходные данные: =1,3 кг/с

=10-20 м/с

=1,67 кг/м3

d==0,35м =350 мм

Принимаю

Dу=350 мм, dн=358 мм, S=4 мм, Н=235 мм

3) Штуцер для ввода флегмы.

d=, мм

Исходные данные: =0,882 кг/с

=724,8 кг/м3

=0,5-1,0 м/с

d==0,045 м =45 мм

Принимаю

Dу=50 мм, dн=55 мм, S=3,5 мм, Н=120 мм

4) Штуцер для вывода кубового остатка.

d=, мм

Исходные данные: =1,7 кг/с

=0,5-1,0 м/с [7, стр.41]

=815,3кг/м3

d==0,06 м =60 мм

Принимаю

Dу=50 мм, dн=55 мм, S=3,5 мм, Н=120 мм

5) Штуцер для ввода парожидкостной смеси.

d=, или

f=0,25*fтр

fтр= 0,176 м2

d==0,237 м =237 мм

Принимаю

Dу=250 мм, dн=260 мм, S=5 мм, Н=175 мм

6) Штуцер для вывода жидкости.

d=, мм

Исходные данные: =1,9 кг/с

=0,5-1,0 м/с

=815,3кг/м3

d==0,06 м =60 мм

Принимаю

Dу=50 мм, dн=55 мм, S=3,5 мм, Н=120 мм

Тепловой баланс ректификационной установки

1) Расход тепла в кипятильнике:

(рассчитан выше)

2) Расход греющего пара в кипятильнике:

По (3, стр.525, табл. LVII) через давление греющего пара P =0,4 MПа=4 ат находим удельную энтальпию пара:

=4ат rкон=2744

кг/с

3) Расход тепла дефлегматора:

Qg=Dм* rдис

Qg = 1,3*595,5=774 кВт

4) Расход охлаждающей воды в дефлегматоре при нагреве её на 20єC:

В интервале температур 9-20 єC вода имеет теплоемкость Cв = 4, 19

кг/с

5) Расход тепла в подогревателе:

Qn= ω1 * C1 * t1=2,22*1,93*63,8=273,4