Реферат: Аннотация


Ректификационная колонна с ситчатыми тарелками для разделения смеси ацетон – этиловый спирт. Производительность по исходной смеси 4500 кг/ч. Концентра­ция НКК в исх. смеси 30% (масс.), в дистилляте – 92%, в кубовом остатке 4%.

Давление в колонне 760 мм рт.ст.
Аннотация

В данном курсовом проекте проведен расчет ректификационной колонны непрерывного действия с ситчатыми тарелками для разделения смеси ацетон–этиловый спирт производительностью 45000 кг/час исходной смеси. Выполнен материальный и тепловой балансы, определены основные размеры аппарата и подобраны нормализованные конструктивные элементы. Подобраны испаритель и дефлегматор. Определено гидравлическое сопротивление аппарата.

Содержание
Аннотация

Введение

1. Технологическая схема

2. Выбор конструкционного материала

3. Материальный расчет колонны

3.1. Производительность колонны по дистилляту и кубовому остатку

3.2. Расчет оптимального флегмового числа

3.3. Массовый поток пара в верхней и нижней частях колонны

3.4. Массовые расходы жидкости в верхней и нижней части колонны

4. Расчет диаметра колонны

4.1. Плотности компонентов

4.2. Скорость пара в колонне

4.3. Диаметр колонны:

4.4. Характеристика тарелки

5. Расчет числа тарелок

5.1. Число теоретических тарелок

5.2. Средний к.п.д. тарелки

5.3. Высота колонны

6. Гидравлический расчет колонны

6.1. Гидравлическое сопротивление сухой тарелки

6.2. Гидравлическое сопротивление обусловленное силами поверхностного натяжения

6.3. Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя

6.4. Полное сопротивление тарелки

6.5. Суммарное гидравлическое сопротивление рабочей части колонны

7. Тепловой расчет колонны

7.1. Расход теплоты отдаваемой воде в дефлегматоре

7.2. Расход теплоты в кубе испарителе

8. Конструктивный расчет

Выводы

Литература
Введение
Для разделения смеси жидкости обычно прибегают к перегонке, основанной на разной температуре кипения компонентов смеси. При испарении компонент с более низкой температурой кипения (НК) переходит в пары, а компонент с более высокой температурой кипения (ВК) остается в жидком состоянии. Для достижения наиболее полного разделения компонентов применяют ректификацию. Ректификация заключается в противоточном взаимодействии паров образующихся при перегонке, с жидкостью, получающейся при конденсации паров.

В ректификационном аппарате снизу вверх движутся пары, а сверху подается жидкость, представляющая собой почти чистый НК. При соприкосновении поднимающихся паров со стекающей жидкостью происходит частичная конденсация паров и частичное испарение жидкости. При этом из паров конденсируется преимущественно ВК, а из жидкости испаряется преимущественно НК. Таким образом, стекающая жидкость обогащается ВК, а поднимающиеся пары обогащаются НК, в результате чего выходящие из аппарата пары представляют собой почти чистый НК. Эти пары поступают в конденсатор, называемый дефлегматором, и конденсируются. Часть конденсата, возвращаемая на орошение аппарата, называется флегмой, другая часть отводится в качестве дистиллята.

Как и для всех массобменных процессов эффективность ректификации зависит от поверхности контакта фаз. Для увеличения поверхности массобмена используют различные контактные устройства насадочного или барботажного типа. Наиболее распространенными ректификационными установками являются барботажные колонны с различными типами тарелок: колпачковыми, ситчатыми, провальными и т.п. Наиболее универсальны колонны с колпачковыми тарелками, но при разделении незагрязненных жидкостей в установках с постоянной нагрузкой, хорошо зарекомендовали себя аппараты с ситчатыми тарелками, отличающимися простотой конструкции и легкостью в обслуживании.


^ Технологическая схема

пар


Вода оборотная











Д








КР

РЕ

Р














Х1










П




















Х2

К

















ПЕ1

ПЕ2






Вода оборотная


конденсат




Рис. 1 Технологическая схема ректификационной установки


Исходная смесь из расходной емкости РЕ центробежным насосом подается в подогреватель П, где нагревается до температуры кипения и поступает на питающую тарелку ректификационной колонны РК. Стекая по тарелкам жидкость, попадает в куб, из которого поступает в кипятильник К. Из кипятильника пары жидкости поступают в нижнюю часть колонны и двигаются навстречу исходной смеси, барботируя через нее и обогащаясь низкокипящим компонентом. Выходя из колонны пары, попадают в дефлегматор Д и конденсируются. Дистиллят поступает разделитель Р, где разделяется на два потока: одна часть в качестве флегмы возвращается в колонну и стекает по тарелкам вниз, обогащаясь при этом высококипящим компонентом, а другая часть поступает в холодильник Х1, охлаждается и попадает в приемную емкость ПЕ2. По мере работы часть жидкости из куба отводится в холодильник Х2 и поступает в приемную емкость ПЕ1 в качестве кубового остатка.


^ Выбор конструкционного материала
Этанол и ацетон не являются коррозионно-активными веществами, рабо­чая температура в колонне не выше 100 С, поэтому в качестве конструкци­онного материала для основных деталей аппарата выбираем сталь Ст 3 ГОСТ 380 – 94 [2c.59]: которая используется для изготовления деталей химической аппаратуры при работе с неагрессивными средами при температурах от 10 до 200 С.


^ Материальный расчет колонны 3.1. Производительность колонны по дистилляту и кубовому остатку
Температуры кипения и молекулярные массы разделяемых компонентов





tк, С

МВ, кг/кмоль

ацетон

56

58

этанол

78,3

46



Мольные доли исходной смеси, дистиллята и кубового остатка

= (0,30/58)/[(0,30/58) + (0,70/46)] = 0,254

= (0,92/58) / [(0,92/58) + (0,08/46)] = 0,901

= (0,04/58) / [(0,04/58) + (0,96/46)] = 0,032


Молекулярные массы исходной смеси, дистиллята и кубового остатка

MF = 0,25458 + 0,74646 = 49,0 кг/моль

Mр = 0,90158 + 0,09946 = 56,8 кг/моль

MW = 0,03258 + 0,96846 = 46,4 кг/моль


Уравнение материального баланса

F = P + W;

FF = P + W,

где F, , – массовые концентрации н.к.к.,

F = 4500/3600 = 1,250 кг/с – расход исходной смеси,

Р – расход дистиллята,

W – расход кубового остатка,

отсюда находим

W = F( – )/( – ) = 1,250(0,92 – 0,30)/(0,92 – 0,04) = 0,881 кг/с

Р = F – W = 1,250 – 0,881 = 0,369 кг/с
^ Расчет оптимального флегмового числа
Строим y-x-диаграмму (рис. 2) и находим значение yF* = 0,48, тогда

минимальное флегмовое число:

Rmin = (xp – yF*)/(yF* - xF = (0,901 – 0,48)/(0,48 – 0,254) = 1.86

Задаемся различными значениями коэффициента избытка флегмы  и для каждого значения строим рабочие линии процесса, по которым, графическим методом, находим число тарелок N рис. 2. Результаты расчетов сводим в таблицу

Р
ис. 2 y-x- диаграмма этанол – ацетон





1,2

1,3

1,4

1,5

1,6

R =  Rmin

2,81

3,04

3,27

3,51

3,74

хр/(R+1)

0,236

0,223

0,211

0,200

0,190

N

14

12

11

11

11

N(R+1)

53,6

48,5

47,0

49,6

52,1



По этим данным строим график N(R+1) = f(R) и по его минимуму определяем оптимальное флегмовое число R = 3,30






Рис.3 К определению оптимального флегмового числа.


Уравнения рабочих линий:

верхняя часть y = [R/(R+1)]x + xp / (R+1) = 0,767x + 0,210

нижняя часть y = [(R+f)/(R+1)]x – [(f – 1)/(R + 1)]xW = 1,55x – 0,018

f = F / P = 1,250/0,369 = 3,39
^ 3.3. Массовый поток пара в верхней и нижней частях колонны
Средние концентрации паров и их температуры (по t-x, y диаграмме)

yF = 0,42; yp = 0,901; yW = 0,032 (из y*– x диаграммы)

уср.в = 0,5(yF + yp) = 0,5(0,420 + 0,901) = 0,66  tср.в = 59 С

уср.н = 0,5(0,420 + 0,032) = 0,23  tср.н = 68 С

Средние молярные массы паров

Мср.в = 0,6658 + 0,3446 = 53,9 кг/моль

Мср.н = 0,2358 + 0,7746 = 48,8 кг/моль

Расход пара

Gв = Р(R + 1)Мср.в /Мр = 0,369(3,30+1)53,9/56,8 = 1,51 кг/с

Gн = Р(R + 1)Мср.н /Мр = 0,369(3,90+1)48,8/56,8 = 1,36 кг/с


^ Массовые расходы жидкости в верхней и нижней части колонны
Средние концентрации жидкости

хср.в = (хF + xр) / 2 = (0,254 + 0,901)/2 = 0,578

хср.н = (0,254 + 0,032)/2 = 0,143

Средние молярные массы жидкости

Мср.в = 0,57858 + 0,42246 = 52,9 кг/моль

Мср.н = 0,14358 + 0,85746 = 47,7 кг/моль

Расход жидкости

Lв = PRMcр.в / Мр = 0,3693,3052,9/56,8 = 1,13 кг/с

LH= PRMcр.н/Мр+FMcр.н /МF=

= 0,3693,3047,7/56,8+1,25047,7/49,0 = 2,24 кг/с

^ Расчет диаметра колонны 4.1. Плотности компонентов
По диаграмме t – x, y*, находим температуры исходной смеси, дистил­лята и кубового остатка: tF = 68 C; tp = 57 C: tW = 76 C





Рис. 4 t-x-y диаграмма системы этанол – ацетон


Плотности компонентов при этих температурах, кг/м3





57 С

68 С

76 С

ацетон

749

738

724

этанол

757

748

739



Плотность жидкости

= 1/(0,30/738+0,70/748) = 745 кг/м3

= 1/(0,92/749+0,08/757) = 750 кг/м3

= 1/(0,04/724+0,96/739) = 738 кг/м3


Средняя плотность жидкости в верхней и нижней части

вж = 0,5(жF + жр) = 0,5(745 + 750) = 748 кг/м3

нж = 0,5(жF + жW) = 0,5(745 + 738) = 742 кг/м3


Плотность паров на питающей тарелке

= 51,0273/[22,4(273+68)] = 1,93 кг/м3

МпF = 0,4258 + 0,5846 = 51,0 кг/моль

Плотность паров в верхней части

пв = 53,9273/[22,4(273+59)] = 1,98 кг/м3

Плотность паров в нижней части

пн = 48,8273/[22,4(273+68)] = 1,74 кг/м3

^ Скорость пара в колонне
Скорость пара в верхней части колонны



где С = 700 – при расстоянии между тарелками 400 мм [4c. 31]

wпв = 0,84710-4700[(748 – 1,98)/1,98]1/2 = 1,15 м/с


Скорость пара в нижней части колонны

wпн = 0,84710-4700[(742 – 1,74)/1,74]1/2 = 1,22 м/с


^ 4.3. Диаметр колонны:
верхней части

= [1,51/(1,980,7851,15)]1/2 = 0,91 м

нижней части

= [1,36/(1,740,7851,22)]1/2 = 0,86 м

Принимаем диаметр колонны 800 мм, тогда действительная скорость пара составит:

wпв = 1,15(0,91/0,8)2 = 1,48 м/с

wпн = 1,22(0,86/0,8)2 = 1,41 м/с

^ 4.4. Характеристика тарелки
Принимаем тарелки типа ТС (ОСТ 26-01-108-85) [4c.138]:

Диаметр тарелки – 800 мм;

Свободное сечение колонны – 0,51 м2;

Периметр слива – 0,570 м;

Сечение перелива – 0,016 м2;

Свободное сечение тарелки – 0,51 м2;

Относительная площадь перелива – 4,1%;

Масса – 21,0 кг


^ Р
асчет числа тарелок

Рис. 5 Определение теоретического числа тарелок.

Число теоретических тарелок
Графическим методом находим общее число теоретических тарелок

nт = 11,

нижняя часть – 4

верхняя часть – 7.
^ Средний к.п.д. тарелки
Вязкость жидкости на питающей тарелке:

ln = хlnA + (1 – x)lnB

где А = 0,22 мПас – вязкость ацетона [1c. 512]

В = 0,55 мПас – вязкость этанола [1c. 512]

lnж = 0,254ln0,22 + (1 – 0,254)ln0,55

откуда  = 0,44 мПас


Коэффициент относительной летучести:

 = РА/РВ =1050/480 = 2,2

где РА =1050 - давление насыщенного пара ацетона [1c.565],

РВ = 480 мм рт.ст. - давление насыщенного пара этанола

Произведение  = 2,20,44 = 0,96

По произведению  = 0,96 находим к.п.д. тарелки =0,49 [1c323], тогда число тарелок в верхней части колонны:

nв = 7/0,49 = 14

в нижней части колонны:

nн = 4/0,49 = 8

^ 5.3. Высота колонны
Принимаем расстояние между тарелками Нт = 400 мм, тогда высота нижней и верхней части составит:

Нн = (Nн – 1)Нт = (8 – 1)0,4 = 2,8 м

Нв = (Nв – 1)Нт = (14 – 1)0,4 = 5,2 м


Высота сепарационного пространства – 0,7 м [4c. 115]

Высота кубового пространства – 2,3 м

Высота опоры – 1,2 м

Общая высота колонны

Н = 1,2 + 2,3 + 0,7 + 5,2 + 2,8 =12,2 м
^ 6. Гидравлический расчет колонны 6.1 Гидравлическое сопротивление сухой тарелки
Рс = wп2 п / (22)

где  = 0,10 – относительное свободное сечение тарелки [3c. 214]

 = 1,5 – коэффициент сопротивления тарелки [3c.210]

нижняя часть:

Рсн = 1,51,4121,74 / (20,1002) = 259 Па

Рсв = 1,51,4821,98 / (20,1002) = 325 Па
^ 6.2 Гидравлическое сопротивление обусловленное силами поверхностного натяжения
 = 0,5(А + В) = 0,5(0,019 + 0,017) = 0,018 Н/м

Рб = 4/dэ =40,018/0,05 = 2 Па

где dэ = 0,05 м – диаметр отверстий
^ 6.3 Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя
Рсл = gжh0

где h0 –высота светлого слоя жидкости на тарелке

h0 = 0,787q0,2hп0,56wТm[1 – 0,31exp(– 0,11)](ж/и)0,09

где q = L/П – удельный расход жидкости

П = 0,57 м – периметр сливного устройства [3c. 214]

hП = 0,04 м – высота сливного порога

wт = wпSк/Sт – скорость пара отнесенная к рабочей площади тарелки

в = 0,059 Н/м – поверхностное натяжение воды [1c. 537]

m – показатель степени m = 0,05 – 4,6hп = 0,05 – 4,60,04 = –0,134

нижняя часть:

hон = 0,787[2,24/(7480,57)]0,20,040,56(1,410,502/0,41) – 0,134

[1 – 0,31exp(– 0,110,44)](0,018/0,059)0,09 = 0,027 м

верхняя часть:

hов = 0,787[1,13/(7420,57)]0,20,040,56(1,480,502/0,41) – 0,134

[1 – 0,31exp(– 0,110,44)](0,018/0,059)0,09 = 0,023 м

Рн.сл = 7489,80,027 = 198 Па

Рв.сл = 7429,80,023 = 167 Па
^ 6.4 Полное сопротивление тарелки
Р = Рс + Р + Рсл

Рн =259 + 2 + 198 = 459 Па

Рв = 325 + 2 + 167 = 494 Па
6.5 Суммарное гидравлическое сопротивление рабочей части колонны
Рк = 4598 + 49414 =10588 Па
^ 7. Тепловой расчет колонны 7.1 Расход теплоты отдаваемой воде в дефлегматоре
Qд = Р(1 + R)rр = 0,369(1+3,30)554 = 879 кВт

где rр – теплота конденсации флегмы

rр = rA+ (1 – )rв = 0,92525 + (1 – 0,92)882 = 554 кДж/кг

где rA = 525 кДж/кг –теплота конденсации ацетона

rв = 882 кДж/кг – теплота конденсации этанола

В качестве охлаждаемого агента принимаем воду с начальной температурой 20 С, и конечной 30 С, тогда средняя разность температур составит:

tб = 57 – 20 = 37 С

tм = 57 – 30 = 27 С

tcр = (tб + tм) / 2 = (37 + 27) / 2 = 32,0 С

Ориентировочное значение коэффициента теплопередачи [3c.47]:

К = 400 Вт/(м2К), тогда требуемая поверхность теплообмена

F = Q / (Ktср) = 879103/(40032,0) = 69 м2

Принимаем стандартный кожухотрубчатый конденсатор с диаметром кожуха 600 мм и длиной труб 4 м, для которого поверхность теплообмена равна 75 м2 [3c. 51]

Расход охлаждающей воды

Gв = Qд / [св(tвк – tвн)] = 879/[4,19(30 – 20)] = 21,0 кг/с
^ 7.2 Расход теплоты в кубе испарителе
Qк = 1,03(Qд + Рсрtр + Wcwtw – FcFtF)

где ср = 2,31 кДж/(кгК) – теплоемкость дистиллята [1c. 562]

сw = 3,23 кДж/(кгК) – теплоемкость кубового остатка [1c. 562]

сF = 2,95 кДж/(кгК) – теплоемкость исходной смеси [1c. 562]

1,03 – коэффициент учитывающий потери в окружающую среду

Qк = 1,03(879 + 0,3692,3157 + 0,8813,2376 – 1,2502,9568) = 920 кВт

Расход греющего пара

Принимаем пар с давлением 0,3 МПа, для которого теплота конденсации

r = 2171 кДж/кг [1c. 550], тогда

Gп = Qк/r= 920/2171 = 0,42 кг/c

Средняя разность температур в кубе испарителе

tср = tп – tw = 133 – 76 = 57 C

Ориентировочное значение коэффициента теплопередачи [3c. 47]

К = 300 Вт/(м2К), тогда требуемая поверхность теплообмена

F = Q / (Ktср) = 920103/(30057) = 54 м2

Принимаем стандартный кожухотрубчатый теплообменник с диаметром кожуха 600 мм и длиной труб 4 м, для которого поверхность теплообмена равна 63 м2
^ 8. Конструктивный расчет
Корпус колонны диаметром до 1000 мм изготовляют из отдельных царг, соединяемых между собой с помощью фланцев.

Толщина обечайки

S > pD/(2[] – p) + c

где [] = 138 МПа – допускаемое напряжение для стали [3c394];

 = 0,8 – коэффициент ослабления сварного шва;

с = 0,001 мм – поправка на коррозию [3с394].

S > 0,10,8/(21380,8 – 0,1) + 0,001 = 0,003 м

Согласно рекомендациям [2c211] принимаем толщину обечайки s=8мм

Наибольшее распространение в химическом машиностроении получили эллиптические отбортованные днища по ГОСТ 6533 – 78 [2c25] Толщину стенки днища принимаем равной толщине стенки обечайки sд = s = 8 мм.




Рис. 6 Днище колоны

Характеристика днища:

h = 40 мм – высота борта днища;

Масса днища mд = 16,9 кг.

Объем днища Vд = 0,086 м3.

Соединение обечайки с днищами осуществляется с помощью плоских приварных фланцев по ОСТ 26–428–79 [2c36].



Рис. 7 Фланец.


Подсоединение трубопроводов к аппарату осуществляется с помощью штуцеров. Диаметр штуцеров



где wшт – скорость среды в штуцере.

Принимаем скорость жидкости wшт=1 м/с, газовой смеси wшт=25 м/с

Штуцер для входа исходной смеси

d1,2 = (1,250/0,7851745)0,5 = 0,046 м

принимаем d1 = d2 = 50 мм

Штуцер для входа флегмы

d3 = (3,30,369/0,7851750)0,5 = 0,045 м

принимаем d3 = 50 мм

Штуцер для выхода кубового остатка

d3 = (0,881/0,7851738)0,5 = 0,039 м

принимаем d4 = 40 мм

Штуцер для выхода паров

d3 = (1,51/0,785251,98)0,5 = 0,197 м

принимаем d5 = 200 мм

Штуцер для входа паров

d6 = (1,36/0,785251,74)0,5 = 0,199 м

принимаем d4 = 200 мм

Все штуцера должны быть снабжены плоскими приварными фланцами по ГОСТ 12820-80. Конструкция фланца приводится на рисунке, а размеры в таблице




Рис. 8 Фланец штуцера



dусл

D

D2

D1

h

n

d

40

130

100

80

13

4

14

50

140

110

90

13

4

14

200

315

280

258

18

8

18


Расчет опоры. Аппараты вертикального типа с соотношением Н/D > 5, размещаемые на открытых площадках, оснащают так называемыми юбочными цилиндрическими опорами, конструкция которых приводится на рисунке.




Рис. 9 Опора юбочная

Ориентировочная масса аппарата.

Масса обечайки

mоб = 0,785(Dн2-Dвн2)Нобρ

где Dн = 0,816 м – наружный диаметр колонны;

Dвн = 0,8 м – внутренний диаметр колонны;

Ноб = 12,2 м – высота цилиндрической части колонны

ρ = 7900 кг/м3 – плотность стали

mоб = 0,785(0,8162-0,82)12,2·7900 = 1956 кг

Масса тарелок

mт = mn = 22·21 = 462 кг

m = 21,0 кг – масса одной тарелки

Общая масса колонны. Принимаем, что масса вспомогательных устройств (штуцеров, измерительных приборов, люков и т.д.) составляет 10% от основной массы колонны, тогда

mк = mоб + mт + 2mд = 1,1(1956 + 462+2·17) = 2697 кг

Масса колонны заполненной водой при гидроиспытании.

Масса воды при гидроиспытании

mв = 1000(0,785D2Hц.об + 2Vд) = 1000(0,785·0,82·12,2 + 2·0,086) = 6301 кг

Максимальный вес колонны

mmax = mк + mв = 2697 + 6301 = 8998 кг = 0,088 МН

Принимаем внутренний диаметр опорного кольца D1 = 0.75 м, наружный диаметр опорного кольца D2 = 1,0 м.

Площадь опорного кольца

А = 0,785(D22 – D12) = 0,785(1,002 – 0,752) = 0,34 м2

Удельная нагрузка опоры на фундамент

 = Q/A = 0,088/0,34 = 0,26 МПа < [] = 15 МПа – для бетонного фундамента.
Выводы

На основе материального расчета рассчитаны материальные потоки в колонне и определен диаметр ректификационной колонны – 800 мм. Найдено оптимальное флегмовое число R = 3,3. Рассчитано действительное число тарелок: 14 в верхней и 8 в нижней части колонны. На основе теплового расчета выбран дефлегматор (диаметр кожуха 600 мм, длина труб 4 м, поверхность теплообмена 75 м2) и испаритель (диаметр кожуха 600 мм, длина труб 4, поверхность теплообмена 63 м2) определен расход охлаждающей воды и греющего пара. Проведен конструктивный расчет и подобраны нормализованные конструктивные элементы.
Литература
Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу про­цессов и аппаратов. – Л.:Химия,1987, 576 с.

Разработка конструкции химического аппарата и его графической модели. Методические указания. – Иваново, 2004.

Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю.И.Дытнерского. – М.:Химия, 1983. 272 с.

Расчет и проектирование массообменных аппаратов. Учебное пособие. Лебедев В.Я. и др. – Иваново, 1994.
еще рефераты
Еще работы по разное