Главная Учебники - Разные Лекции (разные) - часть 52
Ректификация – это процесс разделения жидких смесей, который сводиться к одновременно протекающим и многократно повторяемым процессам частичного испарения и конденсации разделяемой смеси на поверхности контакта фаз. Ректификацию чаще всего проводят в колонных аппаратах. Ректификационные колонны предназначены для проведения процессов массообмена в химической, нефтехимической и других отраслях промышленности. Колонные аппараты изготавливают диаметром 400–4000 мм для работы под давлением до 1,6 МПа в царговом (на фланцах) исполнении корпуса, для работы под давлением до 4,0 МПа – в цельносварном исполнении корпуса. В зависимости от диаметра, колонные аппараты изготавливают с тарелками различных типов. Колонные аппараты диаметром 400–4000 мм оснащают стандартными контактными и распределительными тарелками , опорами, люками, днищами и фланцами. На корпусе цельносваренного аппарата предусмотрены люки для обслуживания тарелок. Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор оптимальной конструкции тарелки. При этом наряду с общими требованиями (высокая интенсивность единицы объема аппарата, его стоимость и т.д.) ряд требований может определяться спецификой производства: большим интервалом устойчивой работы при изменении нагрузок по фазам, способность тарелки работать в среде загрязненных жидкостей, возможностью защиты от коррозии и т.п. Зачастую эти качества становятся превалирующими, определяющими пригодность той или иной конструкции для использования в каждом конкретном процессе. Расчет ректификационной колонны сводиться к определению её основных геометрических размеров диаметр и высота. Оба параметра в значительной мере определяются нагрузками по пару и жидкости, типом тарелки, свойствами взаимодействующих фаз . Разделяемая смесь (бензол - толуол) близка по свойствам к идеальной смеси, без образования азеотропных смесей и других осложнений. Поэтому ректификацию будем проводить при атмосферном давлении на колпачковых тарелках. На питание колонны будем подавать исходную смесь, подогретую до температуры кипения; флегму будем подавать в виде жидкости при температуре кипения; кубовый остаток будем испарять и подавать в виде насыщенного пара в низ колонны. Данная смесь обладает токсичными, коррозийными свойствами. Выберем для изготовления аппарата качественную легированную сталь Х17Н13М2Т для деталей, сопряженных с органической смесью [4]. Для всех остальных элементов конструкции – саль Ст3. Выполним аппарат цельносварным с люками для обслуживания. 1.
Технологическая схема процесса ректификации
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 хF
, 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 хW
, 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 хР
, 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. Рисунок 1. Принципиальная схема ректификационной установки непр. действия: 1-промежуточная ёмкость 2-центробежный насос 3-теплообменник 4– ректификационная колонна 5-куб-испаритель 6-дефлегматор 7-теплообменник 8-промежуточная ёмкость 9-насос 10- теплообменник 11-ёмкость. «Расчет ректификационной колонны непрерывного действия» Провести расчет ректификационной колонны непрерывного действия для разделения смеси бензол-толуол с определением основных геометрических размеров колонного аппарата, производительность по продукту Р = 120 т/сутки. Тип колонны – тарельчатая, тип тарелки - колпачковая. Содержание НК в смеси (мольн. доля): Мольная концентрация начальной смеси: XF
= 0,4 Мольная концентрация дистиллята: XP
= 0,95 Мольная концентрация кубового остатка: XW
=0,03 Давление в колонне P = 1,0 ата. Исходная смесь подогревается предварительно до температуры кипения. Предусматривается горячее орошение колонны. Основными задачами технологического расчёта процесса ректификации, являются определение основных геометрических размеров ректификационной колонны (её диаметра и высоты), а так же расхода греющего пара в кубе колонны и охлаждающей воды в дефлегматоре. Целью составления и решения уравнения материального баланса является определение неизвестных материальных потоков. Температуры кипения веществ при Р=760мм.рт.ст.: Бензол Ткип
=80,2 ˚С (НК); Толуол Ткип
=110,8 ˚С (ВК). Молекулярные массы веществ: Бензол Мr=78,11 кг/кмоль; Толуол Мr=92,13 кг/кмоль. Расчет проведем по методике, предложенной в [1]. Уравнение материального баланса имеет вид: где F
– расход исходной смеси, кг/с; P
– расход верхнего продукта, кг/с; W
– расход нижнего продукта, кг/с; F
=0.558+0.823 = 1.387 1.388*0.4=0.558*0.95 + 0.83*0.03 0.555 = 0.555 Для расчетов выразим концентрации питания, дистиллята и кубового остатка в мольных долях , X. Mб
= 78, Mт
= 92– мольные массы бензола и толуола соответственно. X=(хНК
/ MНК
)/(хНК
/ MНК
+(1-хНК
)/ MВК
) (2) XF
= (0,4/78)/( 0,4/78+ (1 – 0,4)/92) = 0,0051 кмоль/кмоль смеси XР
= (0,95/78)/( 0,95/78+ (1 – 0,95)/92) = 0,012 кмоль/кмоль смеси XW
= (0,03/78)/( 0,03/78+ (1 – 0,03)/92) = 0,00038 кмоль/кмоль смеси. Для перевода массовых расходов F
,
P
,
W
(кг/с) в мольные достаточно каждый из них разделить на соответствующую мольную массу вещества потока, которую можно рассчитать по уравнению: где МсмF
= 78*0.0051+92(1-0.0051) = 91.928 кг/кмоль Мсм
P
= 78*0.012+92(1-0.012) = 91.83 кг/кмоль Мсм
W
= 78*0.00038+92(1-0.000038) = 91.99 кг/кмоль где F
,
P
,
W
─ массовые расходы, кг/с; FN
,
PN
,
WN
─ мольные расходы, кмоль/с. С целью проведения дальнейших материальных расчётов требуется построение линий равновесия t-x-y диаграммы. Таблица 2.2.1 - Содержания низкокипящего и высококипящего компонентов при различных температурах и давлении 760 мм.рт.ст. Атмосферное давление: Давление в колонне: Строим таблицу равновесного состава c помощью интерполяции [7,табл.XLVI и рис. XIV]: По таблице находим состав пара равновесного с начальной смесью, с дистиллятом и кубовым остатком: Рабочее (оптимальное) флегмовое число R определяет нагрузки ректификационной колонны по пару и по жидкости и наряду с производительностью колонны обуславливает геометрические размеры колонного аппарата и затраты теплоты на проведение процесса. Исходным при выборе рабочего флегмового числа является минимальное его значение Rmin
. Rmin
определяется по формуле [Иоффе]: где 1. Принимаем коэффициент избытка флегмы: Рабочее флегмовое число: Координата точки b: Строим кривую равновесия: С помощью кривой равновесия находим число теоретических тарелок: Находим произведение: 2. Принимаем коэффициент избытка флегмы: Рабочее флегмовое число: Координата точки b: Строим кривую равновесия: С помощью кривой равновесия находим число теоретических тарелок: Находим произведение: 3. Принимаем коэффициент избытка флегмы: Рабочее флегмовое число: Координата точки b: Строим кривую равновесия: С помощью кривой равновесия находим число теоретических тарелок: Находим произведение: 4. Принимаем коэффициент избытка флегмы: Рабочее флегмовое число: Координата точки b: Строим кривую равновесия: С помощью кривой равновесия находим число теоретических тарелок: Находим произведение: 5. Принимаем коэффициент избытка флегмы: Рабочее флегмовое число: Координата точки b: Строим кривую равновесия: С помощью кривой равновесия находим число теоретических тарелок: Находим произведение: Строим зависимость Nm*(R+1)=f(R): Из графика видно, что оптимальным будет 2 вариант. Флегмовое число и число теоретических тарелок при этом будут: 2.4 Определение действительного числа тарелок
Относительная летучесть начальной смеси: По [1,табл.IX] находим вязкости компонентов: Вязкость жидкости на питательной тарелке: Общий коэф-т полезного действия в тарелке: Число действительных тарелок: Принимаем: В определение геометрических размеров входят определение высоты и диаметра колонны. Диаметрколонныопределяетсяпоформуле :
где V
– объёмный расход паров для верха и для низа колонны, м3
/с; ω
- скорость пара для верхней и для нижней колонны, м/c; π
– геометрическая постоянная (π =3,14). Определение объёмного расхода паров производиться по формуле: где P
– мольный расход, кмоль/с; R
–оптимальное флегмовое число; Mcp
– средняя мольная масса пара, кг/кмоль; ρ
п.ср
– плотность пара для среднего сечения, кг/м2
. Средняя мольная масса пара определяетсяпоформуле :
где M
нк
, Мвк
– мольные массы компонентов, кг/кмоль;; y
ср
–
средний мольный состав пара, кмоль/кмоль. Средняя плотность пара определяетсяпоформуле :
где Т˚
=273К; Р0
=760 мм.рт.ст. Тср
– средняя температура кипения смеси в среднем сечении верхней части колонны в ˚
С (определяется по t-x-y диаграмме по значению yср
) Определение объёмного расхода паров в колонне производиться для верха и для низа колонны отдельно. где yp
и yf
-мольные доли компонентов (определяются по x-yдиаграмме). V
=
(0,006*(2,43+1)*89,24)/2,97 = 0,62 м3
/сек
где y
ц
и yf
-мольные доли компонентов (определяются по x-y диаграмме). V
=
(0,006*(2,43+1)*82,87)/2,66 = 0,64 м3
/сек
Расчет проведем по методике предложенной в [1]. Для колпачковых тарелок предельно допустимая скорость рассчитывается по уравнению: где Верхняя часть аппарата:
где x
ср.нк
– средний состав жидкости для верхней части колонны, кмоль/кмоль. Нижняя часть аппарата:
Определим диаметр колонны для верха и для низа:
Верх.
Низ:
Примем стандартный диаметр колонны одинаковый для верхней и нижней части и равный Параметры колпачковой тарелки типа ТСК-1 Свободное сечение колонны где h – расстояние между тарелками, м [1]; h1
- высота сепарационной части над верхней тарелкой, м; h2
- расстояние от нижней тарелки до днища колонны, м. Значения h1
и h2
выбрать в соответствии с практическими рекомендациями в зависимости от диаметра колонны [1]: H
=(16-1)*0.6+0.6+1.5=11.1 м В задачу теплового расчета входит определение расхода греющего пара в испарителе колонны и величину ее теплопередающей поверхности, а так же расхода охлаждающей воды в дефлегматор. Способ подвода и отвода тепла осуществляется за счет испарения части реакционной массы и за счет применения выносных поверхностей теплообмена. Расход греющего пара в кубе колонны рассчитывается на основе составления и решения уравнения теплового баланса ректификационной колонны где r
воды
– удельная теплота парообразования, Дж/кг ; Р
– расход верхнего продукта, кг/с; W
– расход нижнего продукта, кг/с; Ropt
– флегмовое число; rcp
– средняя удельная теплота фазового перехода, кДж/кг; Q
пот
– тепловые потери (от 3% до 5% от тепла греющего пара) [1]: где r –удельная теплота фазового перехода соответствующего компонента, Дж/кг [5]; tср = 95,4 ◦
С
; r
нк
= 90 r
вк
= 87 r
ср
= 90*0,4+87*(1-0,4)= 88,2 r
ср
= 88,2*4190 = 369558 Дж/кг.
Таблица 3.1-Теплоёмкости компонентов при различных температурах [2]. где Ср - теплоёмкости компонентов при различных температурах, Дж/кг*
К. F
:
Cp
см
= 2077*0,4+2022*(1-0,4) = 1763,3 Дж/кг*К;
P
:
Cp
см
= 1766*0,95+1766(1-0,95) = 2044 Дж/кг*К;
W
:
Cp
см
= 2480*0,05+2422(1-0,05) = 2424,9 Дж/кг*К.
где I - энтальпии потоков, Дж/кг; Т – температура компонентов, ˚C. IF
= 1763,6*81 = 142851,6 Дж/кг;
IP
= 2044*95,4 = 194997,6 Дж/кг;
IW
= 2424,9*109,6 = 265769,04 Дж/кг.
D
г.п.*(
I
г.п.-
i
к)
= 0,558*(194997,6-142851,6) + 0,83(265769,04+142851,6) + +0,558*3,16*369558 = 1019886,829 D
г.п.
= 1019886,829/(0,97*369558) = 2,84 кг/с.
Величину теплопередающей поверхности испарителя рассчитывают на основе уравнения теплопередачи [5]: где Q
пот
– тепловые потери (от 3% до 5% от тепла греющего пара) [1]; D
г.п
(
I
г.п.
-
i
к
)
– расход греющего пара, найденного по формуле (21); K
– коэффициент теплопередачи, выбирается по опытным данным в пределах от 300 до2500 Вт/м2*
К; ΔТср
– средняя движущая сила процесса теплопередачи. ΔТср
определяется по разнице температур между температурой разделяемой смеси (в кубе колоны) и температурой насыщенного водяного пара при определённом давлении. Обычно средняя движущая сила процесса равна 30 ± 5ºС. Температура кубового остатка равна Тw
=109,6 ºС (см. выше). Температура насыщенного водяного пара при давлении 3,0 кг/см2
составляет Т=135,9ºС . ∆
T
ср
= 135,9 – 109,6 = 26,3 о
С ТºС ТºС ΔТср
Рисунок 3.1 - Температурная диаграмма для определения средней движущей силы процесса теплопередачи. При расчёте теплового баланса дефлегматора принимается, что пары дистиллята подвергаются полной конденсации. Тогда расход охлаждающей воды составит [5]: где P
– мольный расход продукта, кмоль/с; R
– оптимальное флегмовое число; M
см
p
– мольная масса продукта, кг/кмоль; rp
– удельная теплота фазового перехода, кДж/кг; Cp
– теплоёмкость воды, кДж/кг*
К [2]; Cp=4190 Дж/кг*
К T
к
,
T
н
– конечная и начальная температура охлаждения воды, ˚C. Обычно принимается Tн
=12˚CTк
=45˚C где rp
–удельная теплота фазового перехода определённого компонента, кДж/кг [2]; rp
= 90*0,95 + 88*(1-0,95) = 89,9*4190 = 376681 Дж/кг
M
см
p
= 91,83 кг/кмоль
Основной целью расчета тепловой изоляции является выбор теплоизоляционного материала и расчет его толщины для минимизации тепловых потерь в окружающую среду и обеспечения требований техники безопасности. Расчет тепловой изоляции проводят из условий заданной температуры наружного слоя изоляции, которая не должна превышать 45°С. Толщину слоя теплоизоляционного материала определяют по формуле: где Примем температуру внутреннего слоя тепловой изоляции равной температуре среды в колонне. Выберем в качестве теплоизоляционного материала асбест с Величину тепловых потерь в окружающую среду где Основной целью гидравлического расчета является определение гидравлических сопротивлений, которые возникают в процессе прохождения пара через ректификационную колонну из куба через контактные устройства в дефлегматор. Потери напора для всех ректификационных колонн позволяют рассчитать необходимое повышение температуры кипения смеси в кубе колонны. где ΔРс
– сопротивление сухой тарелки, Па; ΔРж
– сопротивление слоя жидкости, Па; ΔРб
– сопротивление за счёт поверхностного натяжения жидкости, Па; (незначительно можно пренебречь). где ω
.
- скорость пара в горловине колпачка, м/с; определяется по объемному расходу пара и свободному сечению тарелки, м2
/c. Верхняя часть аппарата
Нижняя часть аппарата
Сопротивление слоя жидкости
где h
б
– высота барботажного слоя жидкости на тарелке, м; ρж
– плотность жидкости, кг/м3
; q
– ускорение свободного падения (g=9,8м/с2
). hб=0,055м Верхняя часть аппарата
Нижняя часть аппарата
Полное гидравлическое сопротивление для верха и для низа колонны составляет: Верхняя часть аппарата
Нижняя часть аппарата
5. М
еханический расчет основного аппарата Цель механического расчета ректификационной колонны является определение размеров отдельных частей и элементов колонны, которые удовлетворяли бы условиям технологической целесообразности, механической прочности и устойчивости. Обечайка – это цилиндрический корпус аппарата, который работает, как правило, под избыточным внутренним или внешним давлением. Опоры для аппаратов в химической промышленности выбираются из расчета максимальной нагрузки, которую опора должна выдержать, во время испытания. Материал опоры выбирается в зависимости от температуры рабочей среды, емкости аппарата и т.д. Выберем сталь В Ст3 сп3 ГОСТ 380-71. Толщина стенки обечайки рассчитывается по уравнению: где Предельно допускаемое напряжение для данного материала равно По расчётам, толщина обечайки равняется 2,42, но по техническим требованиям толщина стенки должна составлять минимум 10 миллиметров [4]. Для подбора опор необходимо определить массу и нагрузку аппарата. Определение массы аппарата.
Масса корпуса: где Н
– высота аппарата, м; π
– геометрическая постоянная (π =3,14); D
– диаметр колонны, м ; s
– толщина стенки, м [4]; ρ
– плотность стали, кг/м2
[4]. Масса крышки и днища: где D
– диаметр колонны, м ; s
– толщина стенки, м [4]; ρ
– плотность стали, кг/м3
[4]. Масса тарелок: где N
– действительное число тарелок; mm
– масса одной тарелки, кг. Масса воды при испытании: где π
– геометрическая постоянная (π =3,14); D
– диаметр колонны, м; s
– толщина стенки, м [4]; ρв
– плотность воды, кг/м2
[2]. Масса аппарата: Переведем в МН: где Мап
– масса аппарата, кг; g
– ускорение свободного падения (g=9,8м/с2
). Подберем опору: Таблица 5.1 - Основные размеры цилиндрических опор для колонных аппаратов [4] Присоединение трубной арматуры к аппарату, а также технологических трубопроводов для подвода и отвода различных жидких и газообразных продуктов производиться с помощью штуцеров или вводных труб. По условиям работоспособности чаще всего применяются разъемные соединения (фланцевые штуцера). В химических аппаратах для разъемного соединения составных корпусов и отдельных частей применяются фланцевые соединения, преимущественно круглой формы. На фланцах присоединяются к аппаратам трубы, арматура и т.д. Диаметр условного прохода (внутренний диаметр) штуцеров для подвода и отвода продуктов рассчитывается на основе уравнения массового расхода и округляется до ближайшего стандартного значения Расчет диаметра патрубков для отвода и подвода проводится по уравнению: где G
– определенный расход, кг/с; π
– геометрическая постоянная (π =3,14); ω
– скорость движения маловязкой жидкости под давлением, м/с; ρ
– плотность потока, при определенных условиях, определяется по формуле (17), кг/м3
. Вход исходной смеси:
w=2м/с Выход кубового остатка :
w=0,1м/с Вход флегмы:
w=20м/с где R
– оптимальное флегмовое число; P
– массовый расход продукта, кг/с. Выход пара:
Тр
=81˚C w=30м/с Плотность пара определяется по формуле (13): Выход жидкости из куба:
Тw
=109,6˚C w=1м/с Вход пара:
Тw
=109,6˚C w=25м/с Таблица 5.2-Размеры фланцевых штуцеров с внутреннем базовым давлением ОСТ 26-426-79 [4]. Днища являются одним из основных элементов химических аппаратов. Цилиндрические цельносварные корпуса как горизонтальных, так и вертикальных аппаратов, ограничиваются днищами. Наиболее распространенной формой днищ в сварных химических аппаратах является эллиптическая форма с отбортовкой на цилиндр. Таблица 4.3. Размеры эллиптических отбортованных стальных днищ с внутренними базовыми диаметрами ГОСТ 6533-78, мм [4]. В процессе проделанной работы была рассчитана ректификационная установка для разделения смеси бензол-толуол. Были получены следующие данные: диаметр колонны -1000 мм; высота колонны – 11,1 м; толщина цилиндрической обечайки, эллептического днища и крышки 10 мм. В качестве перераспределителя жидкости принята тарелка ТСК-I. Рассчитаны материальный и тепловой баланс установки, построены - графики и таблицы.
1 Гусев В.П. Процессы и аппараты химической технологии. Расчет теплообменных аппаратов / Методические указания к курсовому проектирования для студентов Томского химико-технологического колледжа. – Т.: ТХТК. 1994.- 70 с.
2 Гусев В.П., Гусева Ж.А.. Процессы и аппараты химической технологии. Физико-химические и термодинамические свойства веществ / Методическое пособие к выполнению курсового проекта по процессам и аппаратам химической технологии, в 2-х частях / Часть 2. – Т.: ТХТК, 1994. - 69 с.
3 Дытнерский Ю. И. Основные процессы и аппараты химической технологии: пособие по проектированию. — М. : Химия, 1983. — 272 с. 4 Лащинский А.А., Толчинский А.Р. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры. Справочник. – Л.: Машгиз, 1970. – 753 с. 5 Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 1991.- 352 с. 6 Справочник химика. ТомIII: Химическое равновесие и кинетика. Свойства растворов. Электродные процессы. М.: Химия, 1964, 1093с. 7 Брисов Г.С., Брыков В.П., Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. М.: Химия, 1991. 496с.
|