СОДЕРЖАНИЕ ВВЕДЕНИЕ ....................................................................................................................................2 1 ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ ......................................................................4 2 МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КОЛОННЫ ..............................................................................7 3 ОПРЕДЕЛЕНИЕ СКОРОСТИ ПАРА И ДИАМЕТРА КОЛОННЫ.......................................9 3.1 Определение скорости пара в колонне ..............................................................................9 3.2 Определение диаметра колонны ......................................................................................10 4 ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЁТ ТАРЕЛОК ...........................................................................11 5 ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА ТАРЕЛОК И ВЫСОТЫ КОЛОННЫ .........................................14 7 ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ УСТАНОВКИ ....................................................................................17 ЗАКЛЮЧЕНИЕ............................................................................................................................19 СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ ..................................................................20 1 ВВЕДЕНИЕ Ректификация является процессом, в ходе которого разделяются гомогенные летучие жидкости, осуществляя двусторонний массообмен и теплообмен между жидкой и паровой фазами, обладающими разной температурой и движущимися в противоположном друг другу направлении [1]. Для осуществления разделения преимущественно используются колонные аппараты, которые состоят из двух частей – верхней и нижней, каждая из которых представляет собой поверхность контакта фаз между паром и жидкостью, при этом контакт может носить многократный или непрерывный характер. В ходе каждого контакта из жидкости происходит испарение низкокипящего компонента, а из паровой фазы происходит конденсация преимущественно высококипящего компонента, который переходит в жидкость. Обмен компонентами меду фазами приводит к тому, что происходит формирование практически чистого низкокипящего компонента. Со стороны таких пар, которые выходят из укрепляющей части колонны (верхняя часть) после конденсации, происходит получение дистиллята и флегмы – жидкости, которая возвращается для того, чтобы орошать колонну и взаимодействовать с парами, поднимающимися в колонне. Снизу происходит удаление жидкости, которая представляет собой практически чистым высококипящим компонентом – кубовым остатком. Чтобы получить восходящий поток пара, происходит испарение части остатка в нижней части колонны. Для достижения высокой степени разделения однородных жидких смесей на компоненты используется ректификация [2]. Ректификационные установки по принципу действия делятся на периодические и непрерывные. В установках непрерывного действия разделяемая сырая смесь поступает в колонну и продукты разделения выводятся из нее непрерывно. В установках периодического действия 2 разделяемую смесь загружают в куб одновременно и ректификацию проводят до получения продуктов заданного конечного состава [3]. В курсовом проекте необходимо произвести расчет ситчатой ректификационной колонны для установки разделения бинарной смеси ацетон-вода. Максимальная эффективность производства по бинарной смеси составляет 6 т/ч = 6000 кг/ч. Содержание НК (% по массе): – в бинарной смеси 24 %; – в дистилляте 97 %; – в кубовом остатке 2,1 %. При разработке ректификационной колонны с ситчатыми тарелками необходимо решить следующие задачи: - рассчитать материальный баланс колонны, скорость пара и диаметр колонны; - произвести гидравлический расчёт тарелок и тепловой расчёт установки; - определить число тарелок и диаметра колонны. 3 1 ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ Ректификация – это разделение жидкой смеси компонентов с различными летучестями в результате противоточного движения жидкой и паровой фаз, в процессе которого пары смеси, соприкасаясь с несколько более холодной жидкой смесью, имеющей большее содержание летучего компонента, конденсируются; за счет выделяющейся теплоты фазового перехода образуются пары, обогащенные летучим компонентом, которые в свою очередь, контактируют с жидкостью, конденсируются, и происходит образование паров с еще большим содержанием летучего вещества. В результате ректификации могут быть получены лишь жидкости, обогащенные летучими компонентами по сравнению с исходной смесью [4]. Схема ректификационной установки для разделения смеси изображена на рис.1. Рисунок 1 – Принципиальная схема ректификационной установки: 1 – емкость для исходной смеси; 2,9 – насосы; 3 – теплообменник; 4 – кипятильник; 5 – ректификационная колонна; 6 – дефлегматор; 7 – холодильник дистиллята; 8 – емкость сбора дистиллята; 10 – холодильник кубовой жидкости; 11 – емкость для кубовой жидкости. 4 Исходная бинарная смеси ацетон-вода поступает в емкость 1, откуда центробежным насосом 2 подается в теплообменник 3, где происходит ее нагрев паром до температуры кипения. Для постоянного проведения процесса ректификации требуется обязательное условие, чтобы смесь, которая при поступлении встречалась со потоком рабочего пара, который идет навстречу с более низким процентом концентрации высококипящего компонента, чем в исходной поступающей смеси. Из теплообменника 3 смесь ацетон-вода поступает на питательную тарелку ректификационной колонны 5, где состав полученной рабочей жидкости и бинарной смеси равны и составляют xF (мас.). Питательная тарелка разделяет колонну на: верхнюю и нижнюю. В верхней (укрепляющей) части пары, которые поднимаются вверх низкокипящим компонентом, а в нижней (исчерпывающей) происходит его удаление. Поток пара, который поднимается по аппарату, обеспечивается парами жидкости кубовой части кипятильником 4 (рис.2) [5]. Рисунок 2 – Ректификационная установка непрерывного действия Необходимо отметить, что исходный состав пара приблизительно приравнивается к составу кубового остатка ХW, это говорит об его обеднении при помощи низкокипящего компонента. Массообмен с жидкостью приводит 5 к обогащению пара при помощи низкокипящего компонента. Для того чтобы обогащение происходило более полно, укрепляющая часть колонны орошается частью флегмы, которая образуется в дефлегматор 6. Из дефлегматора происходит вывод части конденсата как готового продукта разделения – дистиллята, который проходит стадию охлаждения в холодильнике 7, после чего отправляется в переходный сборник 8. Насос 9 из рабочей части куба аппарата постоянно выводит кубовую жидкость – продукт, который обогащается при помощи высококипящего компонента, затем направляется в теплообменник 10 для охлаждения и в отдельную емкость 11. Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный процесс разделения бинарной смеси ацетон-вода на дистиллят с высоким содержанием ацетона и кубовой остаток, содержащий воду. 6 2 МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КОЛОННЫ Введем обозначения: GF, кг/ч –расход бинарной смеси по массе; GD, кг/ч – расход дистиллята по массе; GW, кг/ ч– расход кубового остатка по массе. Уравнение материального баланса ректификационной колонны непрерывного действия можно записать в виде: GF = GP + GW; GFХF = GPХD+ GWХW GF*ХF=GP*ХD+GW *ХW 6000*0,24=GD*0,97+GW*0,021 GW=4620 кг/ч; GD=1380 кг/ч. Ацетон=58 (МА) Вода=18 (МВ) 𝑋 /𝑀 24/58 𝐴 Питание: ХF = 𝑋𝐹 𝐹100−𝑋 = 24 𝐹 𝑀𝐴 + 58 𝑀𝐵 𝑋 /𝑀 𝐴 Дистиллят: ХD = 𝑋𝐷 𝐷100−𝑋 = 𝐷 𝑀𝐴 + 100−24 18 + 𝑀𝐵 = 0,09 97/58 97 100−97 + 58 18 𝑋 /𝑀 𝐴 Кубовый остаток: XW = 𝑋𝑊 𝑊100−𝑋 = 𝑊 𝑀𝐴 + 𝑀𝐵 = 0,91 2,1/58 2,1 100−2,1 + 58 18 = 0,007 Относительный мольный расход питания: F = 7 𝑋𝐷 −𝑋𝑊 𝑋𝐹 −𝑋𝑊 = 0,91−0,007 0,09−0,007 = 10,9 Рисунок 3 - Кривые равновесия при П=760 мм рт. ст.: 1 - ацетон-вода где Y*F =0,76 - мольная доля ацетона, определяемая по диаграмме (рис. 3) Минимальное число флегмы: Rmin = 𝑋𝐷 − 𝑌𝐹∗ 𝑌𝐹∗ − 𝑋𝐹 = 0,91−0,76 0,76−0,09 =0,22 R = 1,3*Rmin + 0,3 = 0,586 Уравнения рабочих линий а) верхней (укрепляющей) части колонны Y = 𝑅 𝑅+1 ∗𝑥+ 𝑋𝐷 𝑅+1 = 0,586 0,586+1 ∗𝑥+ 0,91 0,586+1 Y = 0,37*x + 0,57 б) нижней (исчерпывающей) части колонны Y = 𝑅+𝐹 𝑅+1 ∗𝑥− 𝐹−1 𝑅+1 ∗ 𝑋𝑊 = 0,586+10,9 0,586+1 Y = 7,23*x – 0,04 8 ∗𝑥− 9,9 0,586+1 ∗ 0,007= 3 ОПРЕДЕЛЕНИЕ СКОРОСТИ ПАРА И ДИАМЕТРА КОЛОННЫ 3.1 Определение скорости пара в колонне Средние концентрации жидкости а) в верхней части колонны x'ср = 𝑋𝐹+ 𝑋𝐷 2 0,09+0,91 = 2 = 0,5 б) в нижней части колонны x''ср = 𝑋𝐹+ 𝑋𝑊 2 = 0,09+0,007 2 = 0,05 Средние уравнения пара: а) в верхней части колонны yср’= 0,64* x’ср + 0,374 = 0,64*0,5 + 0,374 = 0,69 б) в нижней части колонны yср’’= 1,3* x''ср – 0,0068 = 1,3*0,05 – 0,0068 =0,06 Средние температуры пара: а) при yср’’= 0,69 t’ = 59 °С б) при yср’’= 0,06 t’’ = 68 °С Средние мольные массы и плотности пара: а) М’ср = 0,69*58 + 0,342*18 = 46,18 кг/кмоль ρ’ср = ′ ∗𝑇 𝑀ср 𝑂 ′ 22,4∗ 𝑇ср = 46,18∗273 22,4∗ 332 = =1,695 кг/м3 б) М’’ср = 0,06*58 + 0,9086*18 = 19,84 кг/кмоль ρ’’ср = ′′ ∗ 𝑇 𝑀ср 𝑂 ′′ 22,4∗ 𝑇ср = 19,835∗273 22,4∗ 341 = 0,709 кг/м3 Средняя плотность пара в колонне ρп = (ρ’ср + ρ’’ср)/2 = (1,695 + 0,709)/2 =1,202 кг/м3 Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне ρж = (756+960)/2 = 858 кг/м3 Определяем скорость пара в колонне 9 w = С√ ρж = 0,058√ ρп 858 1,202 =1,549 м/c где С - коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости; С = 0,058. Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре tср = (48+97)/2 = 73 °С V= 𝐺𝐷 ∗ (𝑅+1)∗22,4∗𝑇ср ∗ 𝑝𝑜 𝑀𝐷 ∗ 𝑇𝑂 ∗𝑝 = 1380(0,586+1)∗22,4∗346∗1,033 55,84∗273∗1 =0,3 м3/c MD = 0,91*58 + 0,17*18 = 55,84 кг/кмоль 3.2 Определение диаметра колонны Диаметр колонны D=√ 𝑉 0,3 0,785∗𝑤 = √ =0,5 м 0,785∗1,549 По каталогу-справочнику "Колонные аппараты" [4] D=600 мм. Тогда скорость пара в колонне будет w= 𝑉 0,785∗𝐷2 = 0,3 0,785∗0,62 = 1,06 м/с Диаметр колонны - 600 мм. Расстояние между тарелками - 400 мм. 10 4 ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЁТ ТАРЕЛОК Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d0 = 5мм , высота сливной перегородки hп = 25мм . Свободное сечение тарелки 8% от общей площади тарелки. Площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 20% от общей площади тарелки. Гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны по уравнению: ∆р = ∆рсух + ∆рσ + ∆рпж а) Верхняя часть колонны Гидравлическое сопротивление сухой тарелки ∆рсух = 𝜉∗𝑤 2 2 = 1,82∗7,52 2 =138 Па где ξ=1,82 - коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 7 - 10%; w=7,5 м/с - скорость пара в отверстиях тарелки. Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения ∆рσ = 4σ/dо = (4*18,6*10-3)/0,005 =14,88 Па где σ = 18,6*10-3 - поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны; dЭ = d0 =0,005 м Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке ∆рпж = 1,3*gkρпж*hпж = 1,3*0,048*0,5*858*9,81 =262,6 Па Высота парожидкостного слоя hпж = hп + ∆h = 0,04 + 0,0076 = 0,048 м Величину Δh - высоту слоя над сливной перегородкой рассчитываем по формуле Δh = ( 𝑉ж 1,85П𝑘 )2/3 = ( 0,000179 1,85∗0,294∗0,5 )2/3 =0,0076 м где VЖ - объемный расход жидкости, м3/с; П - периметр сливной перегородки, м; 11 k - 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 ∗ ρж = 1380∗0,586∗38,2 3600∗55,84∗858 =0,000179 м3/с Мср = 38,2 кг/кмоль Периметр сливной перегородки П находим, решая систему уравнений П ( )2 + (𝑅 − 𝑏)2 = 𝑅2 2 0,1R2 = 2/3Пb где R = 0,2 м – радиус тарелки; 2/3Пb – приближенное значение площади сегмента. Находим, что П = 0,294 м; b = 0,064 м. Общее гидравлическое сопротивление тарелки Δр’ = 415,48 Па б) Нижняя часть колонны ∆рсух = 39,4 Па ∆рσ = 11,04 Па σ = 13,8 Н/м 𝐺𝐷 ∗𝑅 Vж = ( 𝑀𝐷 + 𝐺𝐹 𝑀𝐹 )∗ 𝑀ср 𝜌ж 1380∗0,586 =( 55,84 + 6000 29,65 )∗ 21,02 858∗3600 =0,0021 м3/с MF = 20,65 кг/кмоль Mср = 21,02 кг/кмоль Δh = 0,039 м hпж = 0,079 м Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны Δр’’ = 432,2 Па Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h =0,3м необходимое для нормальной работы тарелок условие h > 1,8 Δр 𝜌Ж ∗𝑔 12 Для тарелок в нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление больше, чем у тарелок в верхней части 1,8 Δр′′ 𝜌Ж ∗𝑔 = (1,8*432,2)/858*9,81 = 0,092 Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях w0,min, достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями w0,min = 0,67 𝑔𝜌ж ℎпж ξ𝜌п 9,81∗858∗0,048 = 0,67√ 1,82∗1,198 =9,2 м/с Рассчитанная скорость w0,min = = 9,2 м/с следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями. 13 5 ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА ТАРЕЛОК И ВЫСОТЫ КОЛОННЫ Число тарелок рассчитываем по уравнению n = nt/ƞ Для определения среднего к. п. д. тарелок ƞ находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов α = Pa/PB b динамический коэффициент вязкости смеси μ при средней температуре в колонне, равной 73 °C. При этой температуре давление насыщенного пара ацетона Pa = 190 мм рт. ст., воды РВ = 266 мм рт. ст. α = 0,71 Динамический коэффициент вязкости ацетона при t =73 °C равен 0,2·10-3 Па·с, воды 0, 3900 ·10-3 Па·с. Принимаем: μ = 0,295*10-3 Па·с Тогда αμ = 0,209 Рисунок 4– Корреляционная зависимость среднего значения КПД тарелок от произведения относительной летучести компонентов и вязкости жидкости По графику (рис. 4) находим ƞ = 0,77. Длина пути жидкости на тарелке 14 l = D – 2b = 0,6 – 2*0,064 =0,472 м По графику (рис. 5) находим значение поправки на длину пути ∆=0. Средний к. п. д. тарелок Ƞi = ƞ(1+∆) = 0,77 Рисунок 5 - Зависимость поправки Δ от длины пути жидкости на тарелке l. Для сравнения считаем средний к. п. д. тарелки Ƞо по критериальной формуле, полученной путем статистической обработки многочисленных опытных данных для колпачковых и ситчатых тарелок Ƞо = 0,068К10,1* К20,115 = 0,068*2,70,1* 0,270,115 =0,59 Предварительно рассчитаем коэффициент диффузии: (𝛽М)0,5 Т Dж = 7,4*10-12 μж 𝑣 0,6 (2,6∗20,65)0,5 346,15 = 7,4*10-12 0,3900∗48,50,6 β=2,6; μж = 0,3900*10-3 Па·с М = МF = 20,65 кг/кмоль; v = 48,5; Т = 346,15 К 15 =4,7*10-9 м2/c Безразмерные комплексы K1 = K2 = 𝑤ℎП 𝜌п 𝑆св 𝜌ж𝐷ж 𝜎 𝑤𝜌ж𝐷ж = = 1,5∗0,048∗1,202 0,08∗858∗4,7∗10−9 16,2 1,5∗858∗4,7∗10−9 =2,7*105 =0,27*104 Число тарелок: в верхней части колонны n' = n’t/ƞ1 = 5/0,77 = 7 в нижней части колонны n'’ = n’’t/ƞ1 = 3/0,77 = 4 Общее число тарелок n =11, с запасом n =15, из них в верхней части колонны 9, а в нижней 6 тарелок. Высота тарельчатой части колонны HT = (n-1)h = (15-1)*0,3 = 4,2 м Общее гидравлическое сопротивление тарелок ∆р = ∆p’*nB + ∆р*nН = 415,48*9 + 432,2*6 =0,06 МПа 16 7 ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ УСТАНОВКИ Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматореконденсаторе QД = GD(1+R)rD = 0,383(1+0,586)*609*103 =370252 Вт rD = xD*rA + (1-xD)rB = 0,94*500*103 + (1-0,94)*2316*103 =609*103 Дж/кг где rA и rВ - удельные теплоты парообразования ацетона и воды. Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара QК = QД + GDcDtD + GWcWtW – GFcFtF + Qпот = 1,03(370252 + 0,383*0,55*4190*57 + 1,283*0,581*4190*97) =475480 Вт Здесь тепловые потери Qпот приняты в размере 3% от полезно затрачиваемой теплоты; Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси Q = 1,05GFcF(tF-tнач) = 1,05*1,667*0,836*4190*49 =300369 Вт Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси cF = 0,836 Дж/кг*К Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном в водяном холодильнике дистиллята Q = 1,05GDcD(tD-tкон) =1,05*0,383*0,998*4190*32 =53859 Вт, где удельная теплоемкость дистиллята cD = 0,998 Дж/кг*К Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде холодильнике кубового остатка Q = 1,05GWcW(tW-tкон) = 1,05*1,283*0,55*4190*(97-25)= 223583 Вт, где удельная теплоемкость кубового остатка cW = 0, 550 Дж/кг*К Расход греющего пара, имеющего давление Pабс = 0,4 МПа а) в кубе-испарителе GГ.П. = Qк/rГ.П.*x = 475480/2033950 =0,23 кг/с где rГ.П. =2141·103 Дж/кг - удельная теплота конденсации греющего пара; б) в подогревателе исходной смеси 17 GГ.П. = 0,11 кг/с Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20 °С а) в дефлегматоре VB = QД СВ (𝑡кон −𝑡нач)𝜌В = 370252 4190∗20∗1000 =0,004 м3/c б) в водяном холодильнике дистиллята VB = 0,001 м3/c в) в водяном холодильнике кубового остатка VB = 0,003 м3/c 18 ЗАКЛЮЧЕНИЕ В процессе проделанной работы был осуществлен расчет ректификационной установки для разделения бинарной смеси ацетон-вода. Произведен расчет материального баланса колонны, определены скорости пара и диаметр колонны. Выполнен гидравлический расчет тарелок и их число. Осуществлен тепловой расчёт установки. 19 СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ 1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии Учебник для вузов - 10-е изд., стереотипное, доработанное. Перепечатано с изд.1973 г. – М.: Альянс, 2004. – 753 с. 2. Плановский А.Н., Николаев П.И.: Процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии Учебник для вузов. – 3-е изд., перераб. и доп. – М.: Химия, 1987. – 496 с. 3. Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 1991. - 352с. 4 Романков П.Г. Методы расчета процессов и аппаратов химической технологии (примеры и задачи): учеб. Пособие для вузов. – 2-е изд., испр. – СПб.: ХИМИЗДАТ, 2009. – 544 с. 5. Методы расчета процессов и аппаратов химической технологии. – Учебное пособие для студентов заочной формы обучения. – СПб, СПбГТИ(ТУ), 2009. – 109 с. 6. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – М.: Академкнига, 2005. –198 с. 7. Каталог Колонные аппараты. Составители Л. И. Коробчанская, А. К. Линтварев, А. Л. Марченко, А. А. Коваленко (УкрНИИхиммаш), В. В. Маруков, В. С. Свеженцев и В. А. Шейнман (ВНИИнефтемаш). 20
