рект колонна (хлороформ-бензол). Расчёт ректификационной колонны

• Название: Расчёт ректификационной колонны
• Дата: 13.12.2021
• Размер: 0.54 Mb.
• Имя файла: рект колонна (хлороформ-бензол).doc
• Тип: Пояснительная записка; #301627

Пермский Государственный Технический Университет

Кафедра МАПП


Пояснительная записка к курсовой работе по курсу ПАХТ

Тема: Расчёт ректификационной колонны

Выполнил: студент группы АТП-01-2

Боярин С. В.

Проверил: Долганов В.Л.

Пермь, 2004.

Оглавление

Введение 3

1. Технологическая схема установки 4

2. Задание на курсовое проектирование 5

3. Материальный баланс ректификационной колонны 6

4. Определение скорости пара и диаметра колонны 10

5. Гидравлический расчет тарелок 12

6. Определение числа тарелок и высоты колонны 15

7. Расчет условного диаметра штуцеров. 17

7.1. Штуцер для отвода дистиллята. 17

7.2. Штуцер для подвода флегмы. 17

7.3. Штуцера для входа парожидкостной смеси. 17

7.4. Штуцер для подвода исходной смеси. 17

7.5. Штуцер для отвода кубового остатка. 17

Выводы 19

Список используемой литературы 20

Введение

Одним из наиболее распространенных методов разделения жидких однородных смесей, состоящих из двух или большего числа компонентов, является ректификация.

Ректификация известна с начала XIX века как один из важнейших технологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности.

Ректификация представляет собой процесс многократного частичного испарения жидкости и паров. Процесс осуществляется путем контакта потоков паров и жидкости, имеющих различную температуру, и проводится обычно в колонных аппаратах. При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественно низкокипящий компонент, которым обогащаются пары, а из паров конденсируется преимущественно высококипящий компонент, переходящий в жидкость. Такой двусторонний обмен компонентами, повторяемый многократно, позволяет получить, в конечном счете, пары, представляющие собой почти чистый НКК. Эти пары после конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят и флегму – жидкость для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися парами. Пары получают путем частичного испарения снизу колонны остатка, являющегося почти чистым ВКК.

Процесс ректификации может осуществляется периодически или непрерывно.

В ректификационных установках используют главным образом аппараты двух типов: насадочные и тарельчатые. Кроме того, для ректификации под вакуумом применяют: пленочные и роторные колонны. Ректификационные колонны снабжены теплообменными устройствами – кипятильником (кубом) и дефлегматором. Кроме того, для уменьшения потерь тепла в окружающую среду ректификационные аппараты покрывают тепловой изоляцией.

Если сравнивать тарельчатые и насадочные ректификационные аппараты, то отмечено, что тарельчатая колонна обладает значительно большей производительностью по сравнению с насадочной. Преимущество тарельчатой колонны так же в том, что насадочные колонны целесообразно использовать при диаметре не более 0,8 м. При дальнейшем увеличении диаметра ухудшается равномерное распределение флегмы по насадке, образуются каналы, по которым преимущественно устремляется флегма, и эффективность колонны резко снижается.

В данном курсовом проекте процесс ректификации проводится под атмосферным давлением. Под вакуумом процесс ректификации проводится для разделения высококипящих жидких смесей. Повышенное давление – для разделения смесей находящихся в газообразном состоянии. Атмосферное давление применяют при разделении смесей, имеющих температуру кипения от 30 ⁰С до 150 ⁰С.

1. Технологическая схема установки

Рис. 1. Схема непрерывно действующей ректификационной установки.

1 – ректификационная колонна (а – укрепляющая часть, б – исчерпывающая часть); 2 – кипятильник; 3 – дефлегматор; 4 – делитель флегмы; 5 – подогреватель исходной смеси; 6 – холодильник дистиллята (или холодильник-конденсатор); 7 – холодильник остатка (или нижнего продукта); 8, 9 – сборники; 10 – насосы.

2. Задание на курсовое проектирование

Рассчитать и запроектировать тарельчатую ректификационную колонну для смеси: хлороформ-бензол.

Дано:

Расход питания – 24 т/ч

x_F=35%

x_D=79%

x_W=6,3%

Предоставить:

Пояснительную записку (технологическая схема установки, расчёт материального и теплового балансов, выбор типа, конструкции и краткая характеристика аппарата, расчёт основных размеров аппарата и его гидравлического сопротивления).

Чертежи общего вида аппарата, виды и разрезы.

3. Материальный баланс ректификационной колонны

Материальный баланс установки составляем для определения расходов флегмы и дистиллята, а так же для определения флегмового числа.

Физико-химические свойства веществ, входящих в исходную смесь:

• 
  бензол:
  

температура кипения: 80,2 ⁰С;

плотность (при температуре от 0 до 20 ⁰С): 900 кг/м³;

мольная масса: 78,11 кг/кмоль;

давление насыщенного пара (при температуре 20 ⁰С): 75 мм. рт. ст.

• 
  хлороформ:
  

температура кипения: 61,2 ⁰С;

плотность (при температуре от 0 до 20 ⁰С): 1530 кг/м³;

мольная масса: 119,38 кг/кмоль;

давление насыщенного пара (при температуре 20 ⁰С): 160 мм. рт. ст.
Пусть, согласно рис. 2, в колонну поступает F кмоль исходной смеси, состав которой х_F мольных долей НКК. Сверху из колонны удаляется G кмоль, образующегося после конденсации флегма и дистиллят. Количество получаемого дистиллята – Р кмоль, его состав х_Р мольных долей НКК. На орошение колонны возвращается флегма в количестве Ф кмоль, причем ее состав равен составу дистиллята (х_Ф = х_Р мольных долей). Снизу из колонны удаляется W кмоль остатка состава х_W мольных долей НКК.


Рис. 2. К составлению материального баланса ректификационной колонны.

1 – колонна; 2 – куб; 3 – дефлегматор.
Расчет будем производить по НКК. В данном процессе им является хлороформ.

Уравнения материального баланса колонны будут иметь вид:

(4.1)

Обозначим массовый расход дистиллята через G_D кг/ч, расход кубового остатка через G_W кг/ч.

Тогда из уравнений материального баланса запишем:

(4.2)

Находим G_D = 9474,55 кг/ч, G_W = 14525,45 кг/ч.

Запишем молярные массы компонентов.





Выразим концентрации питания – х_F, дистиллята – х_D и кубового остатка – х_W в мольных долях.

Питание:

(4.3)

Дистиллят:

(4.4)

Кубовый остаток:

(4.5)

Определяем мольный расход питания:

(4.6)

Строим кривую равновесия (см. рис. 3) по данным, приведенным в таблице 1:
Зависимость массовой доли воды в жидкости и паре от температуры

Таблица 1

Температура кипения, 0С	Мольная доля хлороформа
	в жидкости, х	в паре, y*
80,6	0	0
79,8	0,08	0,10
79,0	0,15	0,20
78,2	0,22	0,30
77,3	0,29	0,40
76,4	0,36	0,50
75,3	0,44	0,60
74,0	0,54	0,70
71,9	0,66	0,80
68,9	0,79	0,90
61,4	1	1

Рис. 3. y^* – x диаграмма.



Рис. 4. t – х, у диаграмма.
Как видно из рис. 3 кривая равновесия перегибов не имеет.

Определяем минимальное число флегмы:

(4.7)

где y_F^* = 0,36 – мольная доля хлороформа в паре, равновесном с жидкостью питания, определяем по диаграмме y^* – х на рис. 3.

Рабочее число флегмы (/3/, с. 352):

(4.8)

Определяем уравнения рабочих линий:

верхней (укрепляющей) части колонны

(4.9)

нижней (исчерпывающей) части колонны

(4.10)

4. Определение скорости пара и диаметра колонны

Определяем средние концентрации жидкости:

• 
  в верхней части колонны
  

(5.1)

• 
  в нижней части колонны
  

(5.2)
Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:

• 
  в верхней части колонны
  

(5.3)

• 
  в нижней части колонны
  

(5.4)
Средние температуры пара определяем по диаграмме t – x, y (рис. 4):

• 
  при у_ср.в=0,49:t_ср.в=76,49⁰С (Т^`_ср.в=t_ср.в+Т₀=76,49+273=349,49К);
  
• 
  при у_ср.н=0,19:t_ср.н=79,08⁰С (Т_ср.н=t_ср.н+Т₀=79,08+273=352,08К).
  

Определяем средние мольные массы и плотности пара:

• 
  (5.5)
  

(5.6)

• 
  
  

Средняя плотность пара в колонне:

(5.7)
Температура в верху колонны при x_D=0,71 (см. рис. 4) равняется 70,74 ⁰С, а в кубе–испарителе при х_W=0,04 она равна 80,20 ⁰С (см. рис. 4).

Плотность бензола при 80,20 ⁰С: ρ_Б =814,78 кг/м³,

а хлороформа при 70,74 ⁰С: ρ_Х =1394,35 кг/м³. (/3/, с. 512, табл. IV)

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне:

(5.8)

Определяем скорость пара в колонне по уравнению:

(5.9)

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

ρ_ж ρ_п– плотности жидкости и пара, кг/м³.

Т. к. в нашем случае ρ_ж ρ_п, то формулу (5.9) можно переписать следующим образом:

(5.10)

Принимаем расстояние между тарелками h=0,5 м. Для ситчатых тарелок (/3/, с. 323, рис. 7.2) находим значение коэффициента С=0,075. (/3/, с. 323, рис. 7.2)

Скорость пара в колонне:



Определяем среднюю температуру в колонне:

; тогда (5.11)

Определяем объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре:

(5.12)

где M_D – мольная масса дистиллята, равная:

(5.13)

Определяем диаметр колонны:

(5.14)

На основании полученного результата выбираем стандартный диаметр колонны (/2/, стр. 113, табл. VI.3) D=2000 мм.

Тогда, с учетом выбранного диаметра, скорость пара в колонне будет:

(5.15)

5. Гидравлический расчет тарелок

По ОСТ 26-805-73 для колонны диаметром 2000 мм выбираем ситчатую однопоточную тарелку ТС-Р ([2], с. 118) со следующими конструктивными размерами:

• 
  свободное сечение колонны: 3,14м²;
  
• 
  рабочее сечение тарелки: 2,822м²;
  
• 
  диаметр отверстия: 4мм;
  
• 
  шаг между отверстиями: 12мм;
  
• 
  относительное свободное сечение тарелки: 10%;
  
• 
  сечение перелива: 0,159 м²;
  
• 
  относительная площадь перелива: 5,06%;
  
• 
  периметр слива: 1,19м;
  
• 
  масса: 120кг.
  

Рассчитаем гидравлические сопротивление тарелки в верхней и в нижней части колонны по формуле:

(6.1)

• 
  Верхняя часть колонны.
  

Определяем гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

(6.2)

где =1,82 – коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 7-10% (/3/, с. 28);

– скорость пара в отверстиях тарелки. (6.3)

Определяем сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

(6.4)

где =20,2510^-3 Н/м – поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны при t_ср=70,74 ⁰С (/3/, с. 526, табл. XXII);

d₀=0,004 м – диаметр отверстий тарелки.



Определяем сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

(6.5)
Высота парожидкостного слоя (рис. 5):

(6.6)

h_П – высота сливной перегородки;

h^`– высота слоя над сливной перегородкой.

Величину h рассчитываем по формуле:

(6.7)

где V^`_Ж – объемный расход жидкости, м³/с;

П – периметр сливной перегородки, м,

– отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаем приближённо 0,5 (/3/, с. 354).

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

(6.8)

где – средняя мольная масса жидкости.

Находим h^`:



По полученным данным определяем высоту парожидкостного слоя на тарелке:



Определяем сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:



Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

• 
  Нижняя часть колонны.
  

Расчет проводим аналогично расчету верхней части.





где ``=21,2810^-3 Н/м – поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в нижней части колонны при t_ср=80,20 ⁰С (/3/, с. 526, таблицы XXII);



где ;









Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:



Проверяем, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h=0,5 м необходимое для нормальной работы тарелок условие:



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

(6.9)

0,5>0,19 следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.

Проверим равномерность работы тарелок – рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях _{0 min} достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:

(6.10)

Т.к. ₀ > _{0 min} (13,00 > 9,29), следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

6. Определение числа тарелок и высоты колонны

Наносим на y – x диаграмму рабочие линии верхней и нижней части колонны (рис. 3) и находим число ступеней изменения концентрации n_Т. В верхней части колонны 6, в нижней части колонны , всего 36 ступеней.

Число тарелок рассчитываем по уравнению:

(7.1)

где - средний КПД тарелок.

Для определения  находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов: и коэффициент динамический вязкости  исходной смеси при средней температуре в колонне, равной 75,47⁰С. Решая систему уравнений:



при заданных и (/3/, с. 543, табл. XLVII) находим давление насыщенного пара хлороформа Р_Х =1038,79 мм. рт. ст. и бензола Р_Б=551,39 мм. рт. ст. Следовательно:



Определяем динамические коэффициенты вязкости (/3/, с. 516, табл. IX) (при 75,47⁰С):

• 
  хлороформа: 0,359 сП;
  
• 
  бензола: 0,333 сП.
  

Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси:

(7.2)

Тогда:

По диаграмме для приближенного определения среднего КПД тарелок (/3/, с. 323, рис. 7.4) находим =0,54. Длина пути жидкости на тарелке:

(7.3)

где D=2 м – диаметр колонны; L_С=1.19 м – периметр слива.

По графику (/3/, с. 324, рис. 7.5) определяем значение поправки на длину пути=0,177.

Определяем средний КПД тарелок:

(7.4)

Определяем число тарелок:

• 
  в верхней части колонны
  

• 
  в нижней части колонны
  

Общее число тарелок n=56.

Высота тарельчатой части колонны:

(7.5)

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

(7.6)

7. Расчет условного диаметра штуцеров.

Условный диаметр рассчитываем исходя из объемного расхода и рекомендуемой скорости движения среды. Рекомендуемые скорости приведены в таблице 1.1 ([3] с.17).

7.1. Штуцер для отвода дистиллята.

Дистиллят представляет собой пар. Принимаем для него скорость перемещения  = 20 м/с. Массовый расход дистиллята равен 9474,55 кг/ч. Плотность пара в верхней части колонны равна 3,43 кг/м³. Тогда объемный расход пара будет равен

м³/ч.

Диаметр штуцера определяем по формуле:

;

По ОСТ 231430-76 диаметр штуцера выбираем

;

7.2. Штуцер для подвода флегмы.

Рекомендуемая скорость для жидкости  = 1 м/с. G_F = 24000 кг/ч. Плотность флегмы (хлороформ) принимаем равной 1394,35 кг/м³. Тогда м³/ч.

;

По ОСТ 231430-76 диаметр штуцера выбираем

7.3. Штуцера для входа парожидкостной смеси.

Так как количество поступившего пара из колонны равно количеству пара ушедшего из колонны в виде дистиллята то площади этих штуцеров равны. В данном случае, для более равномерного распределения пара, мы принимаем два штуцера.
мм².

мм

По ОСТ 231430-76 диаметр штуцера выбираем

7.4. Штуцер для подвода исходной смеси.

Рекомендуемая скорость для жидкости  = 1 м/с. кг/ч.

;

По ОСТ 231430-76 диаметр штуцера выбираем

7.5. Штуцер для отвода кубового остатка.

Рекомендуемая скорость для жидкости  = 1 м/с. G_W= 14525.45 кг/ч. Плотность жидкости в колонне принимаем равной плотности бензола _Б = 814,78 кг/м³. кг/ч.

;

По ОСТ 231430-76 диаметр штуцера выбираем
По ОСТ 231430-76 диаметры стандартных штуцеров следующие:

Выводы

В данной курсовой работе была рассчитана тарельчатая ректификационная колонна для разделения смеси хлороформ – бензол и сделан чертеж общего вида колонны, ее виды и разрезы.

В процессе выполнения курсовой работы были рассчитаны: материальный баланс, скорость пара и диаметр колонны, определение числа тарелок и диаметров штуцеров.

Список используемой литературы

1. 
   Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. М.: Химия, 1971.
   
2. 
   Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю. И. Дытнерского. М.: Химия, 1983.
   
3. 
   Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Л.: Химия, 1976.
   
4. 
   Лащинский А. А. Конструирование сварных химических аппаратов. Л.: Машиностроение, 1981 г.
   

- -