• RU
  • icon На проверке: 2
Меню

Ректификация

  • Добавлен: 25.01.2023
  • Размер: 319 KB
  • Закачек: 0
Узнать, как скачать этот материал

Описание

Ректификация

Состав проекта

icon
icon
icon Ректификация в рамке.dwg
icon Тодорова.dwg
icon Мой курсовой с рамкой.doc

Дополнительная информация

Контент чертежей

icon Ректификация в рамке.dwg

Ректификация в рамке.dwg
Техническая характеристика
Аппарат предназначен для разделения смеси ацетон - этиловый спирт
Емкость номинальная 20.1 м
Производительность 5тч.
Давление в колонне 0
Температура среды в кубе до 77°
Среда в аппарате токсичная
Тип тарелок - ситчатые.
Технические требования
испытании и поставке аппарата должны выполняться
требования ОСТ 26-291-79 "Сосуды и аппараты стальные сварные. Техни-
Аппарат испытать на прочность и плотность гидравлически:
б) ввертикальном положении - наливом.
Сварные соединения должны соответствовать требованиям ОСТ 26-3-87
Сварка в химическом машиностроении. Основные положения".
а) в горизонтальном положении - давлением 0
Действительное расположение штуцеров
штырей см. на схеме.
Не указанный вылет штуцеров 150 мм.
Размеры для справок.
Схема расположения штуцеров
Вход парожидкостной смеси
Выход жидкости из куба
Выход кубового остатка
Предохранительный клапан

icon Тодорова.dwg

Тодорова.dwg
Условное обозначение
Наименование среды в трубопроводе
Вода оборотная (подача)
Паро-жидкостная смесь
Колонна ректификационная
Вентиль регулирующий

icon Мой курсовой с рамкой.doc

Смесь – ацетон - этиловый спирт
Производительность по исходной смеси – 5 тч;
Концентрация ацетон:
в исходной смеси- aF = 35% (масс.)
в дистилляте- aР = 97% (масс.)
в кубовом остатке- aW = 17% (масс.).
охлаждающей воды- 12 °С
дистиллята после холодильника- 25 °С
кубового остатка после холодильника - 27 °С
исходной смеси- 20 °С.
Давление насыщенного водяного пара - 5 кгссм2
Коэффициент избытка флегмы - 15.
Колонна работает под атмосферным давлением.
Исходная смесь и флегма вводятся в аппарат при температуре кипения.
Определение производительности по дистилляту и кубовому остатку
Производительность колонны по дистилляту определяем по формуле:
Производительность колонны по кубовому остатку определяем из уравнения:
GW = GF – GP = 5000 – 174711 = 325289 кгч = 09 кгс.
Проверка: 5000 . 035 = 174711 . 097 + 325289 . 0017
Определение минимального и действительного флегмового числа
Пересчитываем массовые концентрации в мольные по формуле:
где Х – концентрация низкокипящего компонента А в бинарной смеси мол. доли;
а – содержание низкокипящего компонента А в бинарной смеси масс. доли;
МА МВ – молярная масса компонента А и В (соответственно).
Молярные массы: ацетон (компонент А) –58 кгкмоль.
этиловый спирт (компонент В) – 46 кгкмоль..
Тогда концентрация исходной смеси:
Минимальное флегмовое число определяем графо-аналитическим способом. Для этого на основании опытных данных [7 8] в координатах у-х строим кривую равновесия для смеси этиловый спирт-вода при атмосферном давлении (рис. 3.1) и кривую температур кипения и конденсации (рис. 3.2).
Таблица 1 – Равновесные данные для смеси ацетон - этиловый спирт
Содержание компонента А мол. %
На диаграмме у-х из точки 1 (хр = ур) через точку 2 (хF уF*) проводим прямую линию до пересечения с осью у. Отрезок отсекаемый на оси у обозначим через Вmax = 032. По величине этого отрезка находим минимальное флегмовое число:
Действительное флегмовое число будет равно:
R = KR . Rmin = 15 . 201 = 3015.
На диаграмме у-х наносим линии рабочих концентраций (рабочие линии) для оптимального флегмового числа R = 3015 (рис. 3.3): для этого на оси у откладываем отрезок
конец которого соединяем прямой с точкой 1 (хр = ур); точку пересечения этой прямой с вертикальной линией проведенной с абсциссы хF обозначим точкой 2 (хF уF) и наконец точку 2 соединяем с точкой 3 (хW = уW). Линии 1-2 и 2-3 являются рабочими линиями для верхней и нижней частей колонны соответственно.
Определение средних значений параметров по колонне физико-химических и термодинамических констант фаз.
Средняя мольная концентрация в нижней части колонны:
Средняя мольная концентрация в верхней части колонны:
Средняя мольная концентрация по колонне:
Средняя массовая концентрация по колонне:
Средняя температура в нижней части колонны:
Средняя температура в верхней части колонны:
Средняя температура по колонне:
Значения tXW tXF tXР взяты из диаграммы t – x y (рис. 3.2).
Средняя мольная масса
Мх ср = МА . Хср + МВ . (1 – Хср)
Мх ср = 58 . 03935 + 46 . (1 – 03935) = 5072 кгкмоль.
Средняя плотность определяется по формуле:
где ρА и ρВ – плотность компонентов А и В при температуре tx cp.
ρА = 73368 кгм3 при t
Среднюю вязкость рассчитываем по уравнению:
lg х ср = Хср . lg А + (1 – Хср) . lg B
где А и В – динамические коэффициенты вязкости компонентов А и В Па.с.
А = 0216 мПа . с при tcp = 69125 °С [1 с.79 Прил Б];.
lg х ср = 03935 . lg 0216 + (1 – 03935) . lg 052 = -0434
х ср = 0368 мПа . с = 0368 . 10-3 Па . с.
Среднее поверхностное натяжение определяем по уравнению
х ср = А . Хср + B . (1 – Хср)
где А и B – поверхностные натяжения компонентов А и В нм.
А = 17505 . 10-3 нм при tх cp = 69125 °С [1 с. 80 Прил Б];
В = 18224 . 10-3 нм.
х ср = 17505 . 10-3 . 03935 + 18224 . 10-3 (1 – 03935) = 1794 . 10-3 нм.
Коэффициент диффузии при средней температуре определяем :
Dx (t) = Dx (20) [1 + b . (t – 20)]
здесь [мПа . с] и ρ [кгм3] – вязкость и плотность растворителя (этилового спирта) при
t = 20 °С; t = tх cp
Коэффициент диффузии при 20 °С рассчитываем по эмпирическому уравнению:
где VA и VB – мольные объемы компонентов А и В см3моль;
А В – коэффициенты зависящие от свойств компонентов А = 1; В = 2
[1 с. 80 табл Б.4];
Мольные объемы компонентов [1 с.81 табл Б.5];
VA = 3 . 148 + 6 . 37 +74 =74 см3моль;
VB = 2 . 148 + 6 . 37 +74 = 592 см3моль.
Dx (t) = 22 . 10-9 [1 + 0024 (69125 – 20)] = 479 . 10-9 м2с.
Температуры найдены из диаграммы t – x y (рис. 3.2).
Му ср = МА . уср + МВ . (1 – уср) = 58 . 05065 + 46 . (1 – 05065) =
здесь Т = 273 + tу ср; Р = 1 кгссм2 (давление в колонне атмосферное).
где уА и уВ – динамический коэффициент вязкости паров компонента А и В.
уА = 097 . 10-6 Па.с при tу cp = 698 °С [1 с. 82 Прил Б6];
уВ = 11 . 10-6 Па.с.
у ср = 1023 . 10-6 Па . с.
Коэффициент диффузии для паровой фазы определяем по уравнению :
где Р – давление кгссм2 (давление в колонне атмосферное);
Определение диаметра колонны
Диаметр колонны определяем по уравнению:
Расход проходящего по колонне пара может быть определен:
Скорость пара в колонне. Предварительно принимаем расстояние между тарелками h = 300 мм. Используем ранее найденные ρх cp = 740 кгм3 и ρу cp = 179 кгм3. Для ситчатых тарелок по графику [1 с. 13 рис 2.2] находим С = 0032. Тогда скорость пара в колонне:
Тогда диаметр колонны
Принимаем стандартное значение диаметра колонны D = 16 м [1 с. 87 Прил. В] и уточняем скорость пара в колонне:
Определение высоты колонны
Находим коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:
Коэффициент массоотдачи в паровой фазе находим по уравнению:
Общий коэффициент массопередачи Kyf:
где – тангенс угла наклона линии равновесия;
у* х* - равновесные концентрации.
Так как величина m является переменной по высоте колонны находим ее значение для различных концентраций используя диаграмму (рис. 3.3).
В пределах от Хw до Хр выбираем ряд значений Х для каждого значения Х определяем по диаграмме (рис. 3.3) величины у* - у х - х* как разность между равновесной и рабочей линией а затем по этим значением определяем величину m. Результаты сводим в таблицу
Таблица 2 - Определение коэффициента массопередачи
Для построения кинетической кривой воспользуемся формулой:
Значения разности (у* - ун) это значения АС = (у* - у) для каждого выбранного значения х в пределах от хw до хр.
Рабочая площадь тарелки может быть найдена из [1 с. 87 Прил. В.1]: Fp = 1834 м2.
Мольный расход пара по колонне:
Таблица 3 – К построению кинетической кривой
По данным таблицы 3 строим кинетическую кривую. Точки А1 А2 А10 лежат на рабочих линиях точки С1 С2 С3 С10 – на равновесной кривой. Вычисленные отрезки В1С1 В2С2 В3С3 В10С10 откладываются от соответствующих точек С вниз. Кинетическая кривая начинается в начале координат проходит через точки В1 В2 В3 В10 и заканчивается в правом верхнем углу диаграммы у-х (рис. 3.3).
Число действительных тарелок которое обеспечивает заданную четкость разделения определяется путем построения "ступенек" между рабочими и кинетической линиями. Число ступеней в пределах концентраций XWXP равно числу действительных тарелок.
В результате построения (рис. 3.3) получаем число действительных тарелок n= 22 тарелка питания 9-я снизу.
Высоту колонны определяем по уравнению
H = (n – 1) . h + Hсеп + Hкуб = (22 – 1) . 03 + 08 + 20 = 91 м.
При D = 1600 мм: Hсеп =800 мм; Hкуб = 2000 мм
С учетом люков принимаем Н = 96 м
Определение гидравлического сопротивления колонны с ситчатыми тарелками
Гидравлическое сопротивление ректификационной колонны определяем по уравнению:
Для ситчатой тарелки принимаем: диаметр отверстий do = 3 мм высота перелива hпер = 30 мм свободное сечение тарелки Fo = 01 (10%).
Гидравлическое сопротивление ситчатой тарелки определим по уравнению:
Скорость пара в отверстиях:
Wo = W Fo = 0542 010 = 542 мс.
Сопротивление вызываемое силами поверхностного напряжения ситчатых тарелок:
Для определения статического давления жидкости на тарелке определяем расход жидкой фазы в нижней части колонны:
L = GP . R + GF = 174711 . 3015 + 5000 = 102675 кгч = 13875 м3ч.
Для колонны D = 16 м длина сливного борта lсл = П = 0795 м (Приложение В) тогда интенсивность потока
Так как то m = 10000.
Гидравлическое сопротивление одной тарелки
ΔРг = ΔРсух + ΔР + ΔРст = 4785 + 184 + 2680 = 3342 Па.
Гидравлическое сопротивление колонны:
ΔРк = n . ΔРт = 22 . 3342 = 735247 Па.
Ранее принятое расстояние между тарелками h = 03 м проверяем по соотношению:
Условие соблюдается.
Определение диаметра штуцеров
Штуцер подачи флегмы:
Так как скорости потока принимаем ориентировочно то можно принять плотность флегмы как плотность ацетона: ρА = 74985 кгм3 при t = 565 °С.
Принимаем Wф = 05 мс тогда
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера 90х5 мм [2 с.16].
Штуцер подачи исходной смеси:
Принимаем WF = 08 мс тогда
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера 70х3 мм [2 с.16]
Штуцер выхода кубового остатка:
ρВ = 73785 кгм3 – плотность воды при 77 °С.
Принимаем WW = 03 мс тогда
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера 90х5 мм [2 с.16]
Штуцер выхода кубовой жидкости (подается на кипятильник):
Принимаем Wк.ж = 03 мс тогда
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера 133х6 мм [2 с.16]
Штуцер выхода паров из колонны:
Vy = 1089 м3с из раздела 5 «Определение диаметра колоны»
Принимаем Wу = 15 мс тогда
Стандартный размер трубы для изготовления штуцера 325х10 мм [2 с. 16].
Подогреватель исходной смеси:
Уравнение теплового баланса для подогревателя:
Q = 105 . GF . . (tXF – tнач) = Gг.п . r
здесь тепловые потери приняты в размере 5% от полезно затрачиваемой теплоты;
tXF – температура кипения исходной смеси;
tнач – начальная температура исходной смеси (задана).
Удельная теплоемкость исходной смеси
= аF . СА + (1 – аF) . СВ
где СА СВ – удельные теплоемкости ацетона и этилового спирта при средней
СА = 05373 ; СВ = 0657 из [1 с.84 табл Б.7];
= 035 . 05373 + (1 – 035) . 0657 = 0615 = 25871 .
Q = 105 . GF . (tXF – tнач) = 105 . . 25781 (66 – 20) = 1729475 Вт.
Расход греющего пара:
r – удельная теплота парообразования:
r = 2117 при Р = 5 кгссм2 [1 c.85 табл Б.9];
Средняя разность температур
Температура насыщенного водяного пара при Р = 5 кгссм2 составляет 1511°С из
Большая разность температур:
Δtб = 1511 – 20 = 1311 °С;
Меньшая разность температур:
Δtм = 1511 – 66 = 851 °С.
Так как тогда среднюю разность температур определяем по уравнению
Коэффициент теплопередачи принимаем ориентировочно равным 300Втм2.К [2 с. 47].
Поверхность теплообмена подогревателя исходной смеси
Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [2 с. 51]:
-диаметр кожуха 273 мм;
-количество труб в теплообменнике 37 шт;
-поверхность теплообмена 6 м2.
Дефлегматор (конденсатор)
Расход теплоты отдаваемый охлаждающей воде при конденсации паров в дефлегматоре определяется из уравнения теплового баланса дефлегматора:
QД = GР . (R + 1) . rР = GВ . CВ . (tк – tн)
здесь rР = аР . rА + (1 – аР) . rВ
Удельные теплоты парообразования ацетона rА и этилового спирта rВ при tХр=565 °С:
rА = 52253 ; rВ = 88283 из [1 c.85 табл Б.8];
rР = 097 . 52253 + (1 – 097) . 88283 = 53334 .
QД = . (3015+ 1) . 53334 .103 = 1039 .106 Вт.
Принимаем температуру охлаждающей воды на выходе из дефлегматора 26°С тогда расход охлаждающей воды
Средняя разность температур при противоточной схеме движения теплоносителей:
Δtб = 565 – 12 = 445 °С;
Δtм = 565 – 26 = 305 °С
Принимаем ориентировочно коэффициент теплопередачи К = 500 Втм2 . К [2 с.47].
Поверхность теплообмена дефлегматора:
Принимаем четырехходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [2 с.51]:
-диаметр кожуха 600 мм;
-количество труб в теплообменнике 240 шт;
-поверхность теплообмена 57 м2.
Холодильники дистиллята и кубового остатка
Расход теплоты отдаваемый охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята определяется из уравнения теплового баланса:
Q = GР . . (tХр – tр кон) = GВ . CВ . (tк – tн)
где – теплоемкость дистиллята при его средней температуре;
tр кон – конечная температура дистиллята после холодильника °С (по условию задания).
= аР . СА + (1 – аР) . СВ
СА = 0535 ; СВ = 065 при средней температуре= 4075 из [1 c.85 табл Б.8]; °С;
= 097 . 0535 + (1 – 097) . 065 = 0538 = 2256.
Q = GР . . (tXр – tр кон) = . 2256 (565 – 25) = 34488 Вт.
Расход охлаждающей воды при нагревании ее на 15 °С в холодильнике товарного дистиллята:
Δtб = 565 – 27 = 295 °С;
Δtм = 25 – 12 = 13 °С.
Так как то среднюю разность температур определяем
При ориентировочном значении К = 400 Втм2 . К поверхность теплообмена холодильника товарного дистиллята составит
Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [2 с.51]:
Расход теплоты отдаваемый охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка определяется из уравнения теплового баланса:
Q = Gw . . (tХw – tw кон) = GВ . CВ . (tк – tн)
где СW – теплоемкость кубового остатка при его средней температуре;
tW кон – конечная температура кубового остатка после холодильника °С (по условию задания).
= аw . СА + (1 – аw) . СВ
СА = 0544 ; СВ = 0684 при средней температуре; [1 c.84 табл Б.7];
= 0017 . 0544 + (1 – 0017) . 0684 = 0682 = 2856 .
Q = Gw . . (tXw – tW кон) = . 2856 (77 – 27) = 129031 Вт.
Расход охлаждающей воды при нагревании ее на 15 °С в холодильнике кубового остатка:
Δtб = 77 – 27 = 50 °С;
Δtм = 27 – 12 = 15 °С.
При ориентировочном значении К = 400 Втм2 . К поверхность теплообмена холодильника кубового остатка составит [2 с.47]:
-количество труб в теплообменнике 61 шт;
-поверхность теплообмена 115 м2.
Кипятильник (испаритель)
Количество теплоты QК которое надо подать в куб колонны определяется из уравнения теплового баланса колонны:
QК = QД + GР . СР . tХр + GW . СW . tХw – GF . СF . tХF + Qпот.
Тепловые потери принимаем 3% от полезно затрачиваемой теплоты; удельные теплоемкости взяты соответственно при tXp = 565°С tXF = 66°С tXw = 77°С.
СР = аР . СА + (1 – аР) . СВ = 097 . 0547 + (1 – 097) . 06975 = 055 = 23108 .
СF = аF . СА + (1 – аF) . СВ = 035 . 0555 + (1 – 035) . 0726 = 0666 = 27912 .
СW = аW . СА + (1 – аW) . СВ = 0017 . 0564 + (1 – 0017) . 076 = 0757 = 31704 .
Расход греющего пара при Р = 5 кгссм2:
Средняя разность температур равна разности между температурой насыщенного пара при Р = 5 кгссм2 и температурой кипения кубового остатка:
Δtср = 1511 – 77 = 741°С.
При ориентировочно принятом коэффициенте теплопередачи К = 2000 Втм2.К [2 с.47] поверхность кипятильника составит:
-поверхность теплообмена 115м2.
Определение производительности по дистилляту и кубовому остатку5
Определение минимального и действительного флегмового числа5
Определение средних значений параметров по колонне физико-химических и термодинамических констант фаз.8
Определение диаметра колонны11
Определение высоты колонны12
Определение гидравлического сопротивления колонны с ситчатыми тарелками13
Определение диаметра штуцеров14
-Штуцер подачи флегмы:14
-Штуцер подачи исходной смеси15
-Штуцер выхода кубового остатка15
-Штуцер выхода кубовой жидкости15
-Штуцер выхода паров из колоны16
-Подогреватель исходной смеси:16
-Дефлегматор (конденсатор)17
-Холодильники дистиллята и кубового остатка18
-Кипятильник (испаритель)21
Список литературы . 22
Ильиных А.А. Носач В.А. Резанцев И.Р. Методические указания «Расчет ректификационной установки непрерывного действия» – С.: Химия 2005. – 92с.
Борисов Г.С. Брыков В.П. Дытнерский Ю.И. и др. Под ред. Дытнерского Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии 2-е изд. перераб. и дополн. – М.: Химия 1991. – 496 с.
Отраслевой стандарт (Ост 26-01-1488-83).
Павлов К.Ф. Романков П.Г. Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л.: Химия 1987. – 576с.
Колонные ректификационные аппараты и установки являются важнейшим массообменным оборудованием химических нефтехимических и других смежных отраслей промышленности. Наибольшее распространение в процессах ректификации получили тарельчатые и насадочные аппараты.
Приведены расчет тарельчатой колонны который базируется на определении высоты колонны по действительному числу ступеней изменения концентрации (через кинетическую кривую) и тепловой расчет.
В приложении приведены данные по равновесию бинарных смесей физические свойства некоторых жидкостей насыщенного водяного пара и нормативные материалы необходимые для выполнения курсовой работы.

Свободное скачивание на сегодня

Обновление через: 23 часа 13 минут
up Наверх