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 х>F>, 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 х>W>, 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 х>Р>, 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;

Х>F>, Х>Р>, Х>W> – 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 M>A> и M>Б> – 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 X>F>> >(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 n>T>, 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

n>Т>

п>Т> (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: R>опт> = 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:

      средние мольные массы жидкости:

;

      средние мольные массы пара:

;

      средние плотности пара:

;

,

      средние плотности жидкости:

; ,

где ρ>1> и ρ>2> – 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

      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

      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 ρ>п> и ρ>ж> – 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 Х>1> = 0,1; Х>2>= 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 d>у> = 200 мм (наружный диаметр 219 мм, толщина стенки 6 мм).

Внутренний диаметр штуцера для ввода пара в колонну:

Стандартный диаметр патрубка d>у> = 300 мм (наружный диаметр 325 мм, толщина стенки 8 мм).

Внутренний диаметр штуцера на входе исходной смеси в колонну:

,

Стандартный диаметр патрубка d>у> = 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 d>у> = 80 мм (наружный диаметр 89 мм, толщина стенки 4 мм).

      2.10 Расчет кипятильника

Исходные данные:

Количество паров воды для конденсации G>1> = 3,93 кг/с; удельная теплота парообразования смеси (толуола) r>1> = 362,5 кДж/кг при температуре кипения t>к> = 110ºС. В качестве теплоносителя использовать водяной пар с абсолютным давлением 5 кгс/см2. Влияние примеси бензола на теплоотдачу не учитывать.

Тепловая нагрузка аппарата:

Q = G>1> · r>1> = 3,93 · 362,5·103 = 1424,63·103 Вт

Расход воды:

G>2> = ,

где r>2>=2117·103 Дж/кг – удельная теплота парообразования водяного пара при температуре конденсации t>конд>=151,1 ºС

Средняя разность температур:

Примем ориентировочный коэффициент теплопередачи от конденсирующего пара к воде (конденсатор) (4, табл. 3) К>ор> = 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=25x2 мм.

Проведу уточненный расчет:

,

где ρ>1>=777 кг/м2 ; λ>1>=0,116 Вт/(м ·К); μ=0,251 ·10-3 Па·с; σ>1>=18,35·10-3 Н/м - физико-химические характеристики жидкого толуола при t>кип>=110ºС

Значение коэффициента b определяется по формуле:

,

где ρ>п> – плотность паров толуола, при t>кип>=110ºС

Коэффициент теплоотдачи для пара, конденсирующегося на наружной поверхности труб высотой Н, определяется:

,

где ρ>2>=932 кг/м2 ; λ>2>=0,683 Вт/(м ·К); μ>2>=0,207 ·10-3 Па·с – физико-химические характеристики конденсата воды при t>конд>=132,9ºС

Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений:

,

где - толщина стенки, мм;

λ>ст> – теплопроводность нержавеющей стали, λ>ст> =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=25x2 мм подходит, так как присутствует запас поверхности.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

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

    Методические указания по курсовому проектированию процессов и аппаратов химической технологии. «Расчет ректификационной установки непрерывного действия». – Ангарск, АГТА, 2000.

    Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 2-е изд., перераб. и дополн.- М.: Химия, 1991.

    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.