РЕКТИФИКАЦИОНАЯ УСТАНОВКА НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СМЕСИ ГЕКСАН-ТОЛУОЛ

МИНИСТЕРСТВО ОБРАЗОВАНИЯ И НАУКИ РФ

ГОУ ВПО «Алтайский государственный технический университет

Им И.И. Ползунова»

Кафедра "Химическая техника и инженерная экология"

Курсовой проект защищен

с оценкой_________________

Руководитель

проекта_________________

к.т.н., доцент Сартакова О.Ю.

УДК 66.0.48.3

РЕКТИФИКАЦИОНАЯ УСТАНОВКА НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СМЕСИ ГЕКСАН-ТОЛУОЛ

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

К КУРСОВОМУ ПРОЕКТУ

по дисциплине "Процессы и аппараты химической технологии"

КП 240100.07.000 ПЗ

Проект выполнил

студент гр. ХТ-11 Цайтлер Ю.В.

Нормоконтролер Сартакова О.Ю.

Барнаул 2014

Содержание

Введение………………………………………………………………………..3

Технологическая схема ректификационной установки……………….…4
Расчетная часть………………………………………………………….….6

2.1 Материальный баланс…………………………………………………6

Гидравлический расчет тарелок………………………………………9
1. Определение числа тарелок и высоты колонны…………………….11
2. Тепловой расчет установки…………………………………………..13

Заключение…………………………………………………………………….15

Список используемой литературы…………………………………………..16

Приложение А…………………………………………………………………17

Приложение Б…………………………………………………………………18

Введение

Ректификация – процесс разделения гомогенных смесей летучих жидкостей путём 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. Обмен компонентами между фазами позволяет получить, в конечном счете, пары представляющие собой почти чистый низкокипящий компонент. Эти пары, выходящие из верхней части колоны, после их конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят (верхний продукт) и флегму - жидкость, возвращающую для орошения колоны 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 колоны 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

1- емкость для исходной смеси; 2,9- насосы; 3- теплообменник-подогреватель; 4- кипятильник; 5- ректификационная колона;

6-дефлегматор; 7- холодильник дистиллята; 8- емкость для сбора дистиллята; 10- холодильник кубовой жидкости; 11- емкость для кубовой жидкости.

Рисунок 1 - Принципиальная схема ректификационной установки

В установке для непрерывной ректификации колона состоит из двух частей: верхней - укрепляющей и нижней - исчерпывающей части колоны, для того, чтобы поступающая на разделение смесь соприкасалась со встречным потоком пара с большим содержанием высококипящего компонента в исходной смеси. В исчерпывающей части колоны происходит удаление низкокипящего компонента из стекающей вниз жидкости, в верхней части - обогащение низкокипящим компонентом поднимающихся паров. 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 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси XF . На питательной тарелке жидкость смешивается с флегмой из укрепляющей части колонны и, стекая вниз, взаимодействует с поднимающимися навстречу паром, более богатым высококипящим компонентом, при этом из жидкости происходит удаление низкокипящего компонента. В нижнюю часть колонны стекает жидкость, состоящая почти целиком из высококипящего компонента, часть её называется кубовым остатком и непрерывно отводится через холодильник кубовой жидкости 10 в емкость для кубовой жидкости 11. Пар поднимается по всей колонне снизу вверх, обогащаясь при этом низкокипящим компонентом. Пар, выходя из колонны, поступает в дефлегматор 6 , где он конденсируется. При этом часть конденсата возвращается в колонну в виде флегмы, другая часть выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8. Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят и кубовый остаток.

2 Расчётная часть

2.1 Материальный баланс колонны

Производительность колонны по исходной смеси и кубовому остатку определим из уравнений материального баланса колонны:

;

Из уравнений материального баланса:

GW=0,4 кг/с;

GD=0,15 кг/с.

GF=0,55 кг/с

Найдем минимальное флегмовое число RMIN по формуле:

Для расчетов выразим концентрации исходной смеси , дистиллята и кубового остатка в мольных долях по формуле:

XF=(86*0,3)/(86*0,3+0,7*92)=0,286

XD=(86*0,95)/(86*0,95+0,05*92)=0,947

XW =(86*0,05)/(86*0,05+0,95*92)=0,046

Относительный мольный расход питания

F=(xD-xW)/(xF-xW)

F=(0,947-0,046)/(0,286-0,046)=3,75

y*F - находим по диаграмме x-y (рис.2 в приложении Б)

y*F =60 кмоль/кмоль смеси.

Рабочее число флегмы определим по уравнению:

R=1,3RMIN+0,3=1,78

Уравнения рабочих линий:

а) верхней (укрепляющей) части колонны

у=(R/R+1)x+xD/(R+1)=(1,78/2,78)х+0,947/2,78

у=0,64х+0,34

б) нижней (исчерпывающей) части колонны

у=((R+F)/(R+1))x-((F-1)/(R+1))xw

y=((1,78+3,75)/(1,78+1))x-((3,75-1)/1,78+1))0,046

y=1,99x-0,045

Средние концентрации жидкости (в верхней и нижней части колонны):

; .

=(0,947+0,286)/2=0,616 кмоль/кмоль смеси;

=(0,286+0,046)/2=0,166 кмоль/кмоль смеси.

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:

а) в верхней части колонны

у'ср=0,64+ 0,34=0,734

б) в нижней части колонны

у''ср=1,99*-0,045=0,285

Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x,y (рис.3 в приложении Б):

а) при у'ср=0,734 t'ср=83°С или 356К

б) при у''ср=0,285 t''ср=101,8°С или 374,8К

Средние мольные массы и плотности пара:

а) М'ср=0,734*86+0,266*92=87,6 кг/кмоль

'ср= М'срТ0/22,4 t'ср

'ср=(87,6*273)/(22,4*356)=2,99 кг/м3

б) М''ср=0,285*86+0,715*92=90,3 кг/кмоль

''ср= М''срТ0/22,4 t''ср=(90,3*273)/(22,4*374,8)=2,93 кг/м3

Средняя плотность пара в колонне:

ср=( 'ср+ ''ср)/2=(2,99+2,93)/2=2,96 кг/м3

Плотности жидких гексана и толуола близки. Температура в верху колонны при xD=0,947 равняется 69°С, а в кубе-испарителе при хW=0,046 она равна 106°С.

Плотность жидкого гексана при 69°С г=978,05кг/м3, а жидкого толуола при 106°С т=781,4кг/м3.

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне

ж=(978,05+781,4)/2880кг/м3

По данным каталога-справочника «Колонные аппараты»[6] принимаем расстояние между тарелками h=300 мм. Для ситчатых тарелок по графику (рис.4 в приложении Б) находим С=0,032. Определяем скорость пара в колонне по уравнению:

w=C(ж-п)=0,032(880/2,96)=0,55 м/с

Средняя температура в колонне:

Tср=( t'ср+t''ср)/2=(83+101,8)/2=92,4 °С

Мольная масса дистиллята:

MD=xD*Mr(г)+(1-хD)*Mr(т)=86,3 кг/кмоль

Объемный расход проходящего через колонну пара:

V=(GD(R+1)*22,4*Tсрр0)/(MD*T0*3600p)

V=(540*(1,78+1)*22,4*365,4*1,033)/(86,3*273*3600*1)=0,3м3/с

Диаметр колонны:

D=(V/0,785w)=(0,15/(0,785*0,55))=0,62 м

По каталогу-справочнику «Колонные аппараты» [6] берем D=800 мм. Тогда скорость пара в колонне будет:

w=V/0,785*0,82=0,3/(0,785*0,64)=0,6 м/с

2.2 Гидравлический расчет тарелок

Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d0=4мм, высота сливной перегородки hп=40мм. Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) 8% от общей площади тарелки. Площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 20% от общей площади тарелки.

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

р=рсух+р+рпж

а) Верхняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

рсух=w20п/2=1,82*7,52*2,99/2=153 Па,

Где =1,82 – коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых -тарелок со свободным сечением 7-10%; w0=0,6/0,08=7,5 м/с – скорость пара в отверстиях тарелки.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

р=4/d0=4*16,48*10-3/0,004=16,48 Па,

Где =16,48*10-3Н/м – поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 83°С; d0=0,004 м – диаметр отверстий тарелки.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

pпж=1,3hпж*пж*g*k

Высота парожидкостного слоя:

hпж=hп+h,

где h – высота слоя над сливной перегородкой:

h=(Vж/(1,85Пk))2/3,

где Vж – объемный расход жидкости, м3/с; П – периметр сливной перегородки, м; k=пж/ж – отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближенно равным 0,5.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

Vж=(GD*R*Mср)/(MD*ж)

Vж=(540*1,78*88,3)/(3600*86,3*880)=0,00031 м3/с,

где Мср=0,616*86+0,384*92=88,3 – средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль.

Периметр сливной перегородки П находим, решая систему уравнений:

(П/2)2 + (R-b)2=R2

0,1R2=2/3Пb,

где R=0,3м – радиус тарелки; 2/3Пb – приближенное значение площади сегмента.

Решение дает: П=0,46м; b=0,09м. Находим h:

h=(0,00031/(1,85*0,46*0,5))2/3=0,0082м.

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

hпж=hп + h=0,04+0,0082=0,048м.

Сопротивление парожидкостного слоя:

pпж=1,3hпж*ж*g*k=1,3*0,048*880*9,81*0,5=269 Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

р'=рсух+р+рпж=153+16,48+269=438,5 Па

б) Нижняя часть колонны:

pсух=(1,82*7,52*2,93)/2=150 Па

p=(4*14,5*10-3)/0,004=14,5 Па

(14,5*10-3 Н/м – поверхностное натяжение жидкости при tср=101,8°С);

Vж=((GD*R)/MD+GF/MF)*(Mср/ж)

Vж=((540*1,78)/86,3+1980/90,3)*(91/(3600*880))=0,000941 м3/с

MF=0,286*86+0,714*92=90,3 кг/кмоль

Mср=0,166*86+0,834*92=91 кг/кмоль

h=(0,000941/(1,85*0,46*0,5))2/3=0,017м

hпж=0,04+0,017=0,057м

pпж=1,3*0,057*0,5*880*9,81=320 Па

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

р''=рсух+р+рпж=150+14,5+320=484,5 Па

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h=0,3м необходимое для нормальной работы тарелок условие

h>1,8*(p/(ж*g)).

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

(1,8*p'')/( ж*g)=(1,8*484,5)/(880*9,81)=0,101 м.

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.

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

wо.мин = 0,67(gжhпж/pп)=0,67(9,81*880*0,057)/(1,82*2,93)=6,5 м/с.

Рассчитанная скорость wо.мин = 7,5 м/с, следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

2.3 Определение числа тарелок и высоты колонны

а) Наносим на диаграмму x-y (рис.2 в приложении Б) рабочие линии верхней и нижней части колонны и находим число ступеней изменения концентрации nт. В верхней части колонны nт'5, в нижней части nт''4, всего 9 ступеней.

Число тарелок рассчитываем по уравнению:

n=nт/.

Для определения среднего к.п.д. тарелок находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов =Рг/Рт и динамический коэффициент вязкости исходной смеси при средней температуре в колонне, равной 92,4°С.

При этой температуре давление насыщенного пара гексана Рг=1512 мм рт.ст., толуола Рт=447 мм рт.ст., откуда =3,38.

Динамический коэффициент вязкости гексана при 92,4°С равен

0,17 сП, толуола 0,3 сП. Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси =0,23 сП=0,23*10-3 Па*с.

Тогда *=3,38*0,23=0,777

По графику (рис.5) находим =0,52. Длина пути жидкости на тарелке

L=D-2b=0,8-2*0,09=0,62 м.

По графику (рис.6) находим значение поправки на длину пути =0,01. Средний к.п.д. тарелок по уравнению:

l=(1+)=0,52(1+0,01)=0,53

Для сравнения рассчитаем средний к.п.д. тарелки 0 по критериальной формуле:

0=0,068К10,1*К20,115.

К1=(Reп/Sсв)*Pr'ж*(п/ж)=(whпп/Sсвп)*(ж/жDж)*(п/ж)=

=whпп/SсвжDж;

К2=(Reп/We)*Pr'ж*(п/ж)=(whп/ пжw2)*( пж/hпDжж)=/wжDж,

где w-скорость пара в колонне, м/с; Sсв-относительная площадь свободного сечения тарелки; hп – высота сливной перегородки, м; п и ж – плотности пара и жидкости, кг/м3; Dж – коэффициент диффузии легколетучего компонента в исходной смеси, определяемый по формуле (6.25), м2/с; – поверхностное натяжение жидкости питания, Н/м.

Физико-химические константы отнесены к средней температуре в колонне. Предварительно рассчитаем коэффициент диффузии Dж:

Dж=7,4*10-12((М)0,5Т/жv0,6.

В нашем случае: =1; ж=0,23 сП; М=МF=90,3 кг/кмоль; v=96; Т=273+92,4=365,4К;

Коэффициент диффузии:

Dж=7,4*10-12((90,3)0,5*365,4)/0,23*960,6=7,1*10-9 м2/с

Безразмерные комплексы:

К1=whпп/SсвжDж=(0,59*0,04*2,96)/(0,08*880*7,1*10-9)=1,4*105

К2=/wжDж=16,48*10-3/(0,59*880*7,1*10-9)=0,4*104

Средний к.п.д. тарелки:

0=0,068К10,1*К20,115=0,57,

что близко к найденному значению l.

Число тарелок:

В верхней части колонны n'=n'т/l=5/0,53=10

В нижней части колонны n''=n''т/l=4/0,53=8

Общее число тарелок n=18, с запасом n=22, из них в верхней части колонны 12 и в нижней части 10 тарелок.

Высота тарельчатой части колонны:

HТ=(n-1)h=(22-1)*0,3=6,3 м.

Общая высота колонны:

H=HТ+z1+z2,

где z1=1100 мм (высота нижней нетарельчатой части колонны);

z2=400 мм (высота верхней нетарельчатой части колонны).

500 мм – глубина днища и крышки колонны

22 мм -

H=6,3+1,1+0,4+0,5+0,5+0,022+0,022=8,844 м

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

р=р'nв+р''nн=438,5*12+484,5*10=10107 Па 0,1 кгс/см2

2.4 Тепловой расчет установки

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:

Qд=GD(1+R)rD=0,15(1+1,78)*337*103=140530 Вт

Здесь

rD=XDrг+(1-XD)rт=0,947*334,8*103+0,053*384,5*103=337*103 Дж/кг,

где rг и rт – удельные теплоты конденсации гексана и толуола при 69°С.

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

QК=Qд+GDcDtD+GWcWtW-GFcFtF+Qпот.

QК=1,03(140530+0,15*0,46*4190*69+0,4*0,45*4190*106-

-0,55*0,455*4190*88)=152597 Вт

Здесь тепловые потери Qпот приняты в размере 3% от полезно затрачиваемой теплоты; удельные теплоемкости взяты соответственно при tD=69°C и tW=106°C; температура кипения исходной смеси tF=88°C определена по рис.3.

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

Q=1,05GFcF(tF-tнач)=1,05*0,55*0,42*4190*(88-18)=71140 Вт

Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси сF=((0,3*0,43+0,7*0,42)*4190 Дж/кг*К) взята при средней температуре (88+18)/2=53°С.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q=GD*сD* (tD-tкон),

где удельная теплоёмкость дистиллята сD=0,43*4190 Дж/(кг*К) при t=(69+25)/2=47°С.

Q=0,15*0,43*4190*47=12702 Вт

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

Q= GW*сW* (tW-tкон),

где удельная теплоёмкость кубового остатка СW= 0,425*4190 Дж/(кг*К) взята при t=(106+25)/2=66°С.

Q= 0,4*0,425*4190*66=47012 Вт.

Расход греющего пара, имеющего давление рабс=4 кгс/см2 и влажность 5% :

а) в кубе испарителе:

Gгп=Qк/rгп*х,

где rгп=2141*103 Дж/кг-удельная теплота конденсации греющего пара.

Gгп=152597/(2141*103*0,95)=0,075 кг/с;

б) в подогревателе исходной смеси

Gгп=71140/(2141*103*0,95)=0,03 кг/с.

Всего: 0,075+0,03=0,105 кг/с или 0,38 т/ч.

Расход охлаждающей воды при нагреве её на 20°С:

а) в дефлегматоре:

Vв= Qд/св*(tкон-tнач)*в,

где Св=4190 Дж/(кг*К)- удельная теплота конденсации воды; в- плотность воды.

Vв=140530/4190*20*1000=0,0017 м3/с;

б) в водяном холодильнике дистиллята:

Vв=12702/4190*20*1000=0,0002 м3/с;

в) в водяном холодильнике кубового остатка:

Vв=47012/4190*20*1000=0,0005 м3/с.

Всего: 0,0024 м3/с или 8,6м3/ч.

Заключение

В процессе проделанной работы была рассчитана ректификационная установка для разделения смеси гексан-толуол. Были получены следующие данные:

Диаметр колонны - 800 мм;

Число тарелок – 22;

Высота тарельчатой части колонны – 6,3 м;

Общая высота колонны – 8,844 м;

Рассчитан материальный и тепловой балансы, построены графики.

Список использованной литературы

1.Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. 9-е изд., перераб. и доп. – М.: Химия, 1973. – 754 с.

2.Коган В.Б., Фридман В.М., Кафаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром. Кн. 1-2. – М.-Л.: Наука, 1966. – 640-786 с.

3. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. 2-е изд. /Под ред. Ю.И.Дытнерского. – М.: Химия, 1991. 494 с.

4. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. 10-е изд., перераб. и доп. – Л.: Химия, 1987. – 576 с.

5. Справочник химика. Т.1. М.-Л.: Госхимиздат, 1963. – 1071 с.

6. Герасименко А.В., Ковалев Е.М. Каталог-справочник «Колонные аппараты». Москва: ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ, 1965. - 52 с.

Приложение Б

Рис.2 Диаграмма равновесия жидкость-пар.

Рис.3 Диаграмма температура-состав жидкой фазы

Рис.4 Значение коэффициента С (В-ситчатые тарелки).

Рис.5 Диаграмма для приближенного определения среднего к.п.д. тарелок.

Рис.6 Зависимость поправки от длины пути жидкости на тарелке L.

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Разраб.

Цайтлер

Провер.

Сартакова

Реценз.

Н. Контр.

Утверд.

Ректификационная

установка

Лит.

Листов

АлтГТУ, ФПХП, гр.ХТ-11

Изм.

ист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

Изм.

Лист

№ докум.

Подпись

Дата

Лист

КП 240100.07.000 ПЗ

РЕКТИФИКАЦИОНАЯ УСТАНОВКА НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СМЕСИ ГЕКСАН-ТОЛУОЛ