Спроектировать ректификационную установку для разделения бензол – толуол

Спроектировать ректификационную установку для разделения бензол – толуол

Спроектировать ректификационную установку для разделения бензол – толуол

ФЕДЕРАЛЬНОЕ АГЕНТСТВО ПО ОБРАЗОВАНИЮ
АНГАРСКАЯ ГОСУДАРСТВЕННАЯ ТЕХНИЧЕСКАЯ АКАДЕМИЯ
КАФЕДРА МАШИН И АППАРАТОВ ХИМИЧЕСКИХ ПРОИЗВОДСТВ

КУРСОВОЕ ПРОЕКТИРОВАНИЕ
по процессам и аппаратам химической технологии на тему
«Спроектировать ректификационную установку для разделения
бензол – толуол»
Проектировал студент
гр. Мху – 06 – 1
Руководитель проекта
Подоплелов Е. В.

Ангарск, 2009

СОДЕРЖАНИЕ
1 ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА
2 ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АППАРАТА
2.1 Материальный баланс колонны
2.2 Пересчет массовых долей
2.3 Расчет рабочего флегмового числа
2.4 Расчет физико-химических параметров процесса колонны
2.5 Определение диаметра колонны
2.6 Определение тангенса угла наклона
2.7 Определение высоты колонны
2.8 Гидравлический расчет колонны
2.9 Расчет патрубков
2.10 Расчет кипятильника
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

1 ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА
Ректификация – частичное или полное разделение гомогенных жидких смесей на компоненты в результате различия их летучести и противоточного взаимодействия жидкости, получаемой при конденсации паров, и пара, образующегося при перегонке.
Ректификация широко распространена в химической технологии и применяется для получения разнообразных продуктов в чистом виде, а также для разделения газовых смесей после их сжижения (разделение воздуха на кислород и азот, разделение углеводородных газов и др.).
Процесс ректификации не применяется при разделении чувствительных к повышенным температурам веществ, при извлечении ценных продуктов или вредных примесей из сильно разбавленных растворов, разделении смесей близкокипящих компонентов.
Технологическая схема процесса ректификации представленная на рис.1.
Исходную смесь из промежуточной емкости-1 центробежным насосом-2 подают в теплообменник-3, где подогревают до температуры кипения и подают в колонну на ту тарелку, где кипит смесь того же состава хF, т.е. на верхнюю тарелку нижней исчерпывающей части колонны. Верхняя часть колонны называется укрепляющей по легколетучему компоненту.
Внутри ректификационной колонны-4 расположены контактные устройства в виде тарелок или насадки. Снизу вверх по колонне движется пар, поступающий из выносного куба – испарителя (кипятильника)-5 (куб – испаритель может размещаться и непосредственно под колонной). На каждой тарелки происходит частичная конденсация пара труднолетучего компонента и за счет конденсации – частичное испарение легколетучего компонента. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка хW, т.е. обеднен легколетучим компонентом. Таким образом, пар, выходящий из куба – испарителя и представляющий собой почти чистый труднолетучий компонент, по мере движения вверх обогащается легколетучим компонентом и покидает колонну в виде почти чистого пара легколетучего компонента. Для полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава хР, получаемой в дефлегматоре-6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Пар конденсируется в дефлегматоре, охлаждаемом водой. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения – дистиллята, который охлаждается в теплообменнике-7 и направляется в промежуточную емкость-8. Флегма, стекая по колонне и взаимодействуя с паром, обогащается труднолетучим компонентом.
Из куба – испарителя отводят нижний продукт или кубовый остаток.
Из кубовой части колонны насосом-9 непрерывно выводится кубовая жидкость – продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике-10 и направляется в емкость-11.
Рис. 1. Технологическая схема ректификационной установки

2 ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АППАРАТА

2.1 Материальный баланс колонны
Производительность колонны по дистилляту Р и кубовому остатку W определяется из уравнений материального баланса
,
где F, Р, W – расход исходной смеси, дистиллята, кубового остатка, кг/с;
ХF, ХР, ХW – концентрация низкокипящего компонента в исходной смеси, кубовой остатке и дистилляте.
F = 10000 кг/ч = 2,78 кг/с
= 1,26 кг/с
W = 2,78 – 1,26 = 1,52 кг/с
2.2 Пересчет массовых долей
Пересчет массовых долей в мольные
,
где MA и MБ – молярные массы низкокипящего (бензол) и высококипящего (толуол) компонентов, кг/кмоль.

2.3 Расчет рабочего флегмового числа
Для технологического расчета ректификационной колонны необходимо построить равновесную зависимость между жидкостью и паром для смеси в координатах У–X и t–X,У.
Определяем минимальное флегмовое число

– концентрация легколетучего компонента в паре, находящегося в равновесии с исходной смесью XF (графика У–X). = 70,5 %
Рабочее флегмовое число определяется как ,
где β – коэффициент избытка флегмы (β = 1,02÷3,5).
Определяется рабочее флегмовое число R, отрезок B, число теоретических тарелок в колонне nT, путем вписывания «ступенек» между равновесной и рабочими линиями. Рабочие линии строятся для каждого отрезка . Результаты расчетов заносим в таблицу 2.
Таблица 2

β
R
В

пТ (R + 1)

1,2
1,56
38,4
17,8
45,57

1,5
1,95
33,3
14,2
41,89

1,8
2,34
29,4
12,5
41,75

2,5
3,25
23,1
11
46,75

3,5
4,08
19,4
10,3
52,33

4,5
5,4
15,4
9,5
60,8

Строится график в координатах и из точки минимума на кривой определяется оптимальное рабочее флегмового число R Rопт = 2,2 при

2.4 Расчет физико-химических параметров процесса колонны
Средние массовые расходы жидкости для верхней и нижней частей колонны определяются из соотношений
LB = P · R = Ф = 4421 · 2,2 = 9726,2 кг/ч
LH = Ф + F = P · R + F = 9726,2 + 10000 = 19726,2 кг/ч
Средний расход пара по колонне постоянен
G = P · (R + 1) = 4421 · (2,2 + 1) = 14147,2 кг/ч
средние концентрации жидкости

средние концентрации пара

где ; ; (график Х-У).
По диаграмме при средних концентрациях пара и жидкости определяются средние температуры пара, °С

а) средние мольные массы жидкости
;

б) средние мольные массы пара
;

в) средние плотности пара
;
,
г) средние плотности жидкости
; ,
где ρ1 и ρ2 – плотности массы соответственно низкокипящего и высококипящего компонентов при температурах = 88,5ºС и = 103ºС
и – среднее массовые концентрации жидкости вверху и внизу колонны
; ,

; = 800 кг/м3
; = 787,4 кг/м3
д) средние вязкости пара
;
где и – среднее мольные массы пара в верху и низу колонны, кг/кмоль;
и – вязкости низкокипящего и высококипящего компонентов паровой смеси при температурах и , мПа·с
, 0,92 · 10-2 мПа·с;
, 0,923· 10-2 мПа·с
е) средние вязкости жидкости
,
где и – вязкости НК и ВК компонентов жидкости при , мПа·с (табл. 2).
;
;
2.5 Определение диаметра колонны
Рабочая скорость пара для насадочной колонны
,
где ρп и ρж – плотность пара и жидкости.
Насадка – Кольца Рашига 25х25х3.
f=200м2/м3
Е=0,74 м2/м3
Низ колонны

Верх колонны

Диаметр колонны рассчитывают отдельно для верхней и нижней частей колонны

Рассчитанные диаметры верхней и нижней частей колонны отличаются друг от друга на 3,5% < 10%, принимаем колонну одного диаметра, равного D=1600 мм.
Принимаю d аппарата равным 1600 мм с насыпной насадкой, перераспределительными тарелками типа ТСН-ll (ОСТ 26-705-73) и распределительной тарелкой типа ТСН-lll (ОСТ 26-705-73).
Рабочая скорость пара в колонне при выбранном диаметре

2.6 Определение тангенса угла наклона
Коэффициент массопередачи зависит от угла наклона кривой равновесия, причем этот угол является переменной величиной. Поэтому линию равновесия из графика Х-У (рис. 1) разбивают на равные участки вертикальными линиями, проведенными через точки Х1 = 0,1; Х2= 0,2 и т. д. Для каждого участка определяют тангенс угла наклона отрезка кривой равновесия

2.7 Определение высоты колонны Расчет высоты насадки методом ВЭТТ

Действительная высота насадки

Общая высота насадки

Высота колонны определяется по формуле
,
где , – высота соответственно сепарационной части колонны, расстояние между днищем колонны и тарелкой.

2.8 Гидравлическое сопротивление слоя орошаемой насадки

где — гидравлическое сопротивление сухой насадки, Па.
,
где — свободный объём насадки, =0,74 м3/м3;
— эквивалентный диаметр насадки, =0,015 м;
— коэффициент сопротивления сухой насадки.
,
где — удельная поверхность насадки, =200 м2/м3.
Гидравлическое сопротивление для верхней части колонны

Гидравлическое сопротивление для нижней части колонны

Общее гидравлическое сопротивление для всей колонны

2.9 Расчет патрубков
Внутренний диаметр патрубка определяется из уравнений расхода
, откуда ,
где G – массовый расход перекачиваемой среды, кг/с;
ρ – плотность среды, кг/м3;
ω – скорость движения жидкости, м/с
Внутренний диаметр штуцера для вывода дистиллята из колонны

Стандартный диаметр патрубка dу = 200 мм (наружный диаметр 219 мм, толщина стенки 6 мм).
Внутренний диаметр штуцера для ввода пара в колонну

Стандартный диаметр патрубка dу = 300 мм (наружный диаметр 325 мм, толщина стенки 8 мм).
Внутренний диаметр штуцера на входе исходной смеси в колонну
,
Стандартный диаметр патрубка dу = 100 мм (наружный диаметр 108 мм, толщина стенки 5 мм) [2, прил. 7].
Внутренний диаметр штуцера на выходе кубового остатка из колонны

Стандартный диаметр патрубка dу = 80 мм (наружный диаметр 89 мм, толщина стенки 4 мм).
2.10 Расчет кипятильника
Исходные данные
Количество паров воды для конденсации G1 = 3,93 кг/с; удельная теплота парообразования смеси (толуола) r1 = 362,5 кДж/кг при температуре кипения tк = 110ºС. В качестве теплоносителя использовать водяной пар с абсолютным давлением 5 кгс/см2. Влияние примеси бензола на теплоотдачу не учитывать.
Тепловая нагрузка аппарата
Q = G1 · r1 = 3,93 · 362,5·103 = 1424,63·103 Вт
Расход воды
G2 = ,
где r2=2117·103 Дж/кг – удельная теплота парообразования водяного пара при температуре конденсации tконд=151,1 ºС

Средняя разность температур

Примем ориентировочный коэффициент теплопередачи от конденсирующего пара к воде (конденсатор) (4, табл. 3) Кор = 1000 Вт/м2·К, тогда требуемая площадь поверхности теплообменника

Поверхность, близкую к ориентировочной имеет теплообменник с высотой труб Н=2,0 м и диаметром кожуха D=0,6 м и поверхностью теплообмена F=40 м2. Испарители могут быть только одноходовыми, с диаметром труб d=25×2 мм.
Проведу уточненный расчет
,
где ρ1=777 кг/м2 ; λ1=0,116 Вт/(м ·К); μ=0,251 ·10-3 Па·с; σ1=18,35·10-3 Н/м — физико-химические характеристики жидкого толуола при tкип=110ºС
Значение коэффициента b определяется по формуле
,
где ρп – плотность паров толуола, при tкип=110ºС

Коэффициент теплоотдачи для пара, конденсирующегося на наружной поверхности труб высотой Н, определяется
,
где ρ2=932 кг/м2 ; λ2=0,683 Вт/(м ·К); μ2=0,207 ·10-3 Па·с – физико-химические характеристики конденсата воды при tконд=132,9ºС

Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений
,
где — толщина стенки, мм;
λст – теплопроводность нержавеющей стали, λст =17,5 Вт/(мК)

Коэффициент теплопередачи

Удельная тепловая нагрузка

откуда

Это уравнение решается графически, задаваясь значением q. В качестве первого приближения принимается ориентировочное значение удельной тепловой нагрузки

q=40000 Вт/м2 у =2,55
q=38000 Вт/м2 y =0,93
q=37000 Вт/м2 y =0,15
при у=0 q=36800 Вт/м2
Требуемая поверхность F=1424630/36800=38,71 м2
Выбранный из каталога теплообменник с F=40 м2; D=600 мм; Z=1; n=257; H=2,0 м; d=25×2 мм подходит, так как присутствует запас поверхности.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1. К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л. Химия, 1987.
2. Методические указания по курсовому проектированию процессов и аппаратов химической технологии. «Расчет ректификационной установки непрерывного действия». – Ангарск, АГТА, 2000.
3. Основные процессы и аппараты химической технологии Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 2-е изд., перераб. и дополн.- М. Химия, 1991.
4. Расчет теплообменников. Справочно-методические указания по курсовому проектированию процессов и аппаратов химической технологии. Составили Л. И. Рыбалко, Л. В. Щукина. Ангарская государственная техническая академия. – Ангарск АГТА, 2001.