РАСЧЕТНО-ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

к курсовому проекту по процессам и аппаратам на тему:

«Расчёт ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарной смеси тетрахлоруглерод - толуол производительностью 11 т/ч»

Выполнил: студент гр. К-41 Стариков Д.

Проверил: преподаватель Ильина С.И.

Москва 2010
СОДЕРЖАНИЕ

1. Введение. 4

2. Схема установки. Подбор материалов. Ошибка! Закладка не определена.

3. Расчет ректификационной колонны.. 6

3.1. Материальный баланс процесса. 6

3.1.1. Нахождение оптимального флегмового числа графическим способом.. 6

3.1.2. Расчет средних массовых расходов. 8

3.2. Скорость пара и диаметр колонны.. 9

3.3. Расчёт высоты колонны.. 11

3.3.1. Высота светлого слоя жидкости на тарелке и. 11

паросодержание барботажного слоя. 11

3.3.2. Коэффициенты массоотдачи. 12

3.3.3. Расчёт высоты сепарационного пространства и. 15

относительного уноса жидкости. 15

3.3.4. Расчёт кинетической кривой и определение высоты колонны.. 16

3.3.5. Гидравлическое сопротивление тарелок колонны.. 18

4. Расчет теплообменников. 19

4.1. Тепловой расчёт подогревателя исходной смеси. 19

4.2. Тепловой расчёт кипятильника. 21

4.3. Тепловой расчёт дефлегматора. 24

4.4. Тепловой расчет холодильника дистиллята. 26

4.5. Тепловой расчет холодильника кубового остатка. 29

5. Подбор емкостей. 33

6. Подбор конденсатоотводчиков. 34

7. Подбор трубопроводов. 36

8. Подбор насосов. 39

8.1. Расчет всасывающего трубопровода от емкости к насосу. 39

8.2. Расчет нагнетательного трубопровода. 40

8.3. Расчет трубопровода подогреватель - колонна. 41

9. Расчет толщины тепловой изоляции ректификационной колонны.. 43

10. Расчёт аппарата на прочность. 44

11. Выбор точек контроля за проведением процесса. 45

12. Заключение. 46

13. Список используемой литературы.. 47

Приложения. 48

Приложение 1. Спецификация. 48

Приложение 2. Равновесные данные. 49

Приложение 3. y-x- диаграмма. 50

Приложение 4. t-x,y-диаграмма. 51

1. Введение

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

Ректификация – тепломассообменный процесс разделения жидкой смеси на

компоненты путем противоточного многократного взаимодействия потоков пара и жидкости, имеющих различную температуру. Этот процесс в большинстве случаев осуществляется в противоточных колонных аппаратах с различными контактными элементами (насадка, тарелки).

В процессе ректификации происходит непрерывный обмен между жидкой и паровой фазой. Жидкая фаза обогащается более высококипящим компонентом, а паровая фаза – более низкокипящим. Такой двусторонний обмен компонентами, позволяет получить в конечном счете пары, представляющие собой почти чистый низкокипящий компонент. Эти пары после конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят (ректификат) и флегму - жидкость, возвращаемую для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися парами. Пары получают путем частичного испарения снизу колонны остатка, являющегося почти чистым высококипящим компонентом. Таким образом, процесс тепломассообмена происходит по всей высоте колонны между стекающим вниз дистиллятом, образующимся наверху колонны (флегмой), и поднимающимся вверх паром.

Чтобы интенсифицировать процесс тепломассообмена применяют контактные элементы, увеличивающие поверхность взаимодействия фаз. В случае применения насадки, флегма стекает тонкой пленкой по ее развитой поверхности. В случае применения тарелок, пар в виде множества пузырьков, образующих развитую поверхность контакта, проходит через слой жидкости на тарелке.

В настоящее время процесс ректификации широко распространен в химической технологии и применяется для получения разнообразных продуктов в чистом виде. Однако проведение ректификации возможно в том случае, если отсутствует равновесие (и соответственно имеется разность температур фаз) при движении фаз с определённой относительной скоростью и осуществляется их многократное контактирование.

Процессы ректификации осуществляются периодически или непрерывно при различных давлениях, а также различными способами. Выбор того или иного способа проведения ректификации основано на технико-экономическом расчёте и анализе свойств разделяемой смеси. Так для разделения смесей высококипящих веществ используют ректификацию под вакуумом, а для разделения смесей веществ с близкими температурами кипения используют экстрактивную или азеотропную ректификацию.

Целью моего проектирования является расчёт тарельчатой ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарной смеси «тетрахлоуглерод - толуол ».

Смесь «тетрахлоуглерод - толуол» обладает разбросом в температурах кипения разделяемых компонентов, устойчивых при этих температурах, что позволяет для её разделения использовать процесс ректификации.

Размеры тарельчатой колонны (диаметр и высота) обусловлены нагрузками по пару и жидкости, типом контактного устройства (тарелки), физическими свойствами взаимодействующих фаз.

Ректификацию жидкостей, не содержащих взвешенные частицы и не инкрустирующих при атмосферном давлении в аппаратах большой производительности часто осуществляют на ситчатых переточных тарелках. Поэтому выполним расчет ректификационной колонны с ситчатыми тарелками.

2. Схема установки. Подбор материалов.

1 – емкость для исходной смеси

2,3 – насосы

4 – холодильник кубовой жидкости

5 – кипятильник

6 – ректификационная колонна

7 – дефлегматор

8 – холодильник дистиллята

9 – емкость для сбора дистиллята

10 – емкость для кубовой жидкости

Конструкционный материал выбираем исходя из соображений коррозионной стойкости материала. Скорость коррозии не должна превышать 0,1 мм в год.

Мы имеем дело с органическими жидкостями и их парами. В этом случае используются хромированные стали.

Выбираем сталь Х18Н10Т.

Состав стали:

С – не более 0,12%; Si – не более 0,8%; Мn – 1-2 %;

Cr – 17-19%; Ni – 9-11%; Ti – 0,6%

Примеси: S – не более 0,02 %; P – не более 0,035%

Коэффициент теплопроводности для этой стали равен 16,4 Вт/(м К)

Прокладочный материал фторопласт – 4.

3. Расчет ректификационной колонны

3.1. Материальный баланс процесса

Введем обозначения:

компонент A - четыреххлористый углерод (ЧХУ) CCl₄ , легколетучий (низкокипящий) компонент;

компонент B – толуол C₆H₆CH₃.

кг/с

Производительность колонны по дистилляту P и кубовому остатку W определим из уравнений материального баланса колонны:

3.1.1. Нахождение оптимального флегмового числа графическим способом

Вычислим минимальное флегмовое число :

,

где и - мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси; - концентрация легколетучей компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.

Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению:

, где и - молекулярные массы компонентов смеси, кг/кмоль

=154 кг/кмоль

=92 кг/кмоль

Получим:

кмоль/кмоль смеси

кмоль/кмоль смеси

кмоль/кмоль смеси

По графику находим кмоль/кмоль смеси

Рабочее флегмовое число:

Построим рабочую линию (для верхней части колонны):

Зададимся различными значениями коэффициента избытка флегмы β:

1)

2)

3)

4)

5)

6)

Зададимся различными значениями коэффициентов избытка флегмы , определим соответствующие флегмовые числа:

	1,05	1,35	1,75	2,35	3,30	6,25
R	2,767	3,557	4,611	6,192	8,696	16,469
N
	116,777	91,140	95,387	100,688	126,048	192,159

Число ступеней изменения концентраций N определили графически

Определяем рабочее флегмовое число:

Из графика видно, что минимальное произведение соответствует флегмовому числу R = 4. При этом коэффициент избытка флегмы

Нанесем рабочие линии и ступени изменения концентрации для колонны в соответствии с найденным значением R.

N = 18

3.1.2. Расчет средних массовых расходов

Средние массовые расходы по жидкости для верхней и нижней частей колонны определяем из соотношений:

и

где и - мольные массы дистиллята и исходной смеси; и - средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны.

Мольную массу дистиллята можно принять равной мольной массе легколетучего компонента – бензола. Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны равны:

и

где и - мольные массы ЧХУ и толуола; и - средний мольный состав жидкости в верхней и нижней частях колонны:

кмоль/кмоль смеси

кмоль/кмоль смеси

кг/кмоль

кг/кмоль

Мольная масса исходной смеси

кг/кмоль

кг/с

кг/с

Средние массовые потоки пара в верхней и нижней частях колонны равны:

и

где и - средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны

и , где

кмоль/кмоль смеси

кмоль/кмоль смеси

кг/кмоль

кг/кмоль

и средние массовые потоки пара в верхней и нижней частях колонны равны:

кг/с

кг/с

3.2. Скорость пара и диаметр колонны

По диаграмме t-x,y и по средним составам фаз определяем, что

средняя температура в верхней части колонны равна

= 92,8 °С

средняя температура в нижней части колонны равна

= 107,3 °С

Плотность пара в верхней части колонны

кг/м³

кг/м³

кг/м³,

где и взяты при = 92,8 °С

кг/м³,

где и взяты при = 107,3 °С.

Для ситчатых тарелок:

м/с

м/с

м/с

кг/м³

кг/м³

Диаметр колонны определяем из уравнения расхода:

По [1] (c. 197) из нормального ряда диаметров колонн, принятых в химической промышленности выбираем стандартный диаметр колонны D = 1,4 м.

Рабочая скорость будет равна:

По приложению 5.1 [1] для колонны диаметром 1400 мм выбираем ситчатую тарелку типа ТС-Р

Техническая характеристика ситчатых тарелок типа ТС-Р

Диа-метр ко-лон-ны D, мм	Сво-бодное сече- ние колон-ны, м2	Тип тарел-ки	Рабо-чее сече-ние тарел-ки, м2	Диа- метр отверс-тия d, мм	Шаг между отверс-тиями t, мм	Относи-тельное свобод-ное сечение тарелки Fc, %	Сече- ние пе- релива, м2	Относи-тельная пло- щадь пере- лива, %	Пери- метр слива , м	Мас-са, кг
	1,54	ТС-Р	1,368			13,9	0,087	5,65	0,86

Скорость пара в рабочем сечении тарелки:

3.3. Расчёт высоты колонны

3.3.1. Высота светлого слоя жидкости на тарелке и

паросодержание барботажного слоя

Высоту светлого слоя жидкости h₀ для ситчатых тарелок находят по уравнению:

,

где - удельный расход жидкости на 1 м ширины сливной перегородки, м²/с;

,

м - высота переливной перегородки,

,

и - поверхностное натяжение соответственно жидкости и воды при средней температуре в колонне

⁰С

1) Для верхней части колонны:

м²/с

Н/м

Н/м

Н/м

Н/м

Вязкость смеси найдем по уравнению:

2)Для нижней части колонны:

м²/с

Вязкость смеси найдем по уравнению:

Паросодержание барботажного слоя находят по формуле

,

где .

Для верхней части колонны

Для нижней части колонны

3.3.2. Коэффициенты массоотдачи

Коэффициент диффузии в жидкости при средней температуре t (в ⁰С) равен

.

Коэффициенты диффузии в жидкости при 20 ⁰С можно вычислить по приближенной формуле

,

где А, В – коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя;

A=1, B=1

- вязкость жидкости при 20 ⁰С,

и - мольные объемы компонентов в жидком состоянии при температуре кипения, см³/моль.

,

где и принимают при температуре 20 ⁰С.

Коэффициент диффузии в паровой фазе может быть вычислен по уравнению:

,

где - средняя температура в соответствующей части колонны, К;

=273+t

- абсолютное давение в колонне, Па.

Па

1) Для верхней части колонны:

По таблице 6.3 [2] =14,8, =24,6 и =3,7.

см³/моль

см³/моль

м²/c

кг/кг смеси

кг/м³

2)Для нижней части колонны:

кг/кг смеси

кг/кг смеси

Вычислим коэффициенты массоотдачи:

Для верхней части колонны:

,

где - плотность орошения (скорость жидкости)

м /c

- динамический коэффициент вязкости паровой смеси

0,52 м/с

Для нижней части колонны:

м /c

Пересчитаем коэффициенты массоотдачи на кмоль/(м²с):

Для верхней части:

Для нижней части:

3.3.3. Расчёт высоты сепарационного пространства и

относительного уноса жидкости

Высота сепарационного пространства равна расстоянию между верхним уровнем барботажного слоя и плоскостью тарелки, расположенной выше:

,

где - межтарельчатое расстояние, м.

Для колонн диаметром 1400 мм =500 мм

- высота барботажного слоя (пены), м.

Для верхней части колонны:

м

м

Для нижней части колонны:

м

м

Относительный унос жидкости можно оценить с помощью графических данных, представленных на рис. 6.7 [1]. По этим данным унос на тарелке является функцией комплекса . Коэффициент , учитывающий влияние на унос физических свойств жидкости и пара, определяют по уравнению

Для верхней части колонны:

кг жидкости/ кг пара

Для нижней части колонны:

кг жидкости/ кг пара

3.3.4. Расчёт кинетической кривой и определение высоты колонны

Для колонн с ситчатыми тарелками диаметром более 600 мм отсутствуют надёжные данные по продольному перемешиванию жидкости, поэтому с достаточной степенью приближения можно считать, что одна ячейка перемешивания соответствует длине пути жидкости l = 350 мм. Определим число ячеек полного перемешивания :

Длину пути жидкости на тарелке определим как расстояние между переливными устройствами :

м

Вычислим число кмоль питания на 1 кмоль дистиллята :

кмоль/кмоль

Порядок расчета кинетической кривой

Коэффициент массопередачи , отнесенный к единице рабочей площади тарелки, вычисляется по формуле

,

где – коэффициент распределения компонента по фазам в условия равновесия, определяется как тангенс угла наклона равновесной линии в точке касания.

Число единиц переноса по паровой фазе на тарелке :

.

Локальная эффективность связана с следующим соотношением:

.

Коэффициент вычисляем по формуле:

,

где - фактор массопередачи, для исчерпывающей части колонны

, для укрепляющей части колонны ;

- доля байпасирующей жидкости, примем θ = 0,1.

Эффективность тарелки по Мэрфри с учетом доли байпасирующей жидкости определяем по уравнению

.

Эффективность тарелки по Мэрфри с учетом межтарельчатого уноса жидкости определяем по уравнению

Эффективность тарелки по Мэрфри с учетом продольного перемешивания жидкости определяем по уравнению

.

С другой стороны . Отсюда:

Результаты расчета параметров, необходимых для построения кинетической линии, приведены ниже:

Параметр	Нижняя (исчерпывающая) часть	Верхняя (укрепляющая) часть
	0,05	0,2	0,3	0,4	0,6	0,8
	1,75	1,55	1,25	1,05	0,7	0,533
	0,0160	0,0165	0,0129	0,0134	0,0144	0,0149
	0,666	0,686	0,516	0,536	0,576	0,596
	0,486	0,496	0,403	0,415	0,438	0,449
	1,0713	0,9490	1,5625	1,3125	0,8750	0,6663
	0,623	0,572	0,765	0,685	0,534	0,455
	0,586	0,589	0,506	0,509	0,515	0,515
	0,548	0,555	0,465	0,474	0,490	0,496
	0,519	0,525	0,424	0,431	0,445	0,450
	0,093	0,352	0,466	0,561	0,723	0,864

Взяв отсюда значения и , наносят на x-y-диаграмму точки, по которым проводят кинетическую линию. Построением ступеней между рабочей и кинетической линиями в интервалах концентраций от до определяют число действительных тарелок для верхней (укрепляющей) части и в интервалах от до - число действительных тарелок для нижней (исчерпывающей) части колонны . Общее число действительных тарелок

.

Высоту тарельчатой ректификационной колонны определим по формуле ,

где - расстояние между тарелками, м;

, - расстояние соответственно между верхней тарелкой и крышкой колонны и между днищем колонны и нижней тарелкой, м;

- расстояние для люка, м.

3.3.5. Гидравлическое сопротивление тарелок колонны

Полное гидравлическое сопротивление тарелок колонны определяют по формуле

, где и – гидравлическое сопротивление тарелки соответственно верхней и нижней частей колонны, Па

Полноое гидравлическое сопротивление тарелки складывается из трех слагаемых:

.

–гидравлическое сопротивление сухой (неорошаемой) тарелки, где

–коэффициент сопротивления сухих тарелок, для ситчатых тарелок =1,85.

–плотность пара при средней температуре в колонне

к /м³

Па.

– гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя (пены) на тарелке

Па,

Па.

– гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения.

Па.

Тогда полное гидравлическое сопротивление тарелки

Па

Па

Полное гидравлическое сопротивление тарелок колонны:

Па.

4. Расчет теплообменников

4.1. Тепловой расчёт подогревателя исходной смеси

Введем индексы: 1- для водяного пара в межтрубном пространстве;

2- для исходной смеси в трубах.

Расчет проводим последовательно в соответствии с общей схемой.

1)Тепловая нагрузка аппарата

кг/с

- теплоемкость смеси при

- температура, при которой исходная смесь подается в колонну;

- температура кипения исходной смеси

2) Расход греющего пара определим из уравнения теплового баланса:

Для обогрева подогревателя будем использовать насыщенный водяной пар с давлением P = 0,2 МПа.

3) Средняя разность температур:

4) Ориентировочный выбор подогревателя.

По табл. 2.1. [1] примем ориентировочный коэффициент теплопередачи

Задаваясь числом =15000, определим соотношение для теплообменника из труб диаметром =20x2мм и =25х2 мм.

при

Для =20x2 мм

Для =25x2 мм

На 2 хода для =20x2 мм приходится труб, а для =25x2 мм -

труб.

По ГОСТ 15118-79, ГОСТ 15120-79 и ГОСТ 15122-79 выберем кожухотрубчатый теплообменник, наиболее подходящий по поверхности теплообмена и по отношению ([1], табл. 2.3.).

5) Уточненный расчет подогревателя.

Определим коэффициент теплоотдачи к воде , пренебрегая поправкой (Pr₂/Pr_ст)^0,25

при

Коэффициент теплоотдачи от пара, конденсирующегося на пучке вертикально расположенных труб, определим по уравнению

Свойства конденсата при температуре конденсации :

Толщина труб 2 мм, материал – нержавеющая сталь, . Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали и загрязнений со стороны воды и пара равны:

Коэффициент теплопередачи:

Требуемая поверхность теплопередачи

.

Запас поверхности:

.

Теплообменник подходит. Запас поверхности 24,5 %.

По ГОСТ 15119-79 - ГОСТ 15122-79 масса теплообменника 890 кг([1], табл. 2.8.)

4.2. Тепловой расчёт кипятильника

Расчет проводим последовательно в соответствии с общей схемой.

1)Тепловая нагрузка аппарата.

Общий расход тепла в кубе с учетом 5% потерь:

Определим расход тепла на испарение флегмы:

Определим расход тепла на испарение дистиллята:

при

при

Определим расход тепла на нагревание кубового остатка:

при

2) Расход греющего пара определим из уравнения теплового баланса:

Для обогрева подогревателя будем использовать насыщенный водяной пар с давлением P = 0,2 МПа.

3) Средняя разность температур:

4) Ориентировочный выбор кипятильника.

По табл. 2.1. [1] примем ориентировочный коэффициент теплопередачи

Согласно ГОСТ 15119-79 эти теплообменники могут быть только вертикальными одноходовыми, с трубками диаметром 25х2 мм.

По ГОСТ 15118-79 и ГОСТ 15121-79 выберем кожухотрубчатый теплообменник, наиболее подходящий по поверхности теплообмена ([1], табл. 2.9.).

Для определения коэффициента теплоотдачи от пара, конденсирующегося на наружной поверхности труб высотой Н, используем формулу:

Коэффициент теплоотдачи к кипящей в трубах жидкости вычисляется по формуле:

Из основного уравнения теплопередачи и уравнения аддитивности термических сопротивлений следует, что:

Подставляя сюда выражения для и , можно получить одно уравнение относительно неизвестного удельного теплового потока:

Решив это уравнение относительно каким – либо численным или графическим методом, можно определить требуемую поверхность .

Коэффициенты и равны:

при

при

Свойства кубового остатка при температуре кипения :

кг/кмоль

Тогда: