Размещено на http://www.allbest.ru/

28

СОДЕРЖАНИЕ

• Введение 2
• 1. Материальный баланс внешних потоков колонны 7
• 2. Построение кривой равновесия фаз в координатах х-у 10
• 3. Построение изобарных температурных кривых в координатах t -x,y 13
• 4. Построение рабочих линий для верхней и нижней части колонны, линии сырья на диаграмме х-у 13
• 5. Расчет однократного испарения сырья при вводе его в колонну 16
• 6. Расчет внутренних материальных потоков 17
• 7. Схема блока колонны с указанием внешних и внутренних потоков 20
• 8. Определение скорости пара и диаметра колонны 21
• 9. Определение и сравнение КПД колпачковых и ситчатых тарелок для выбранного диаметра колонны. Выбор типа тарелки 24
• 10. Определение действительного числа тарелок и высоты колонны 25
• 11. Принципиальная схема колонны с указанием габаритных размеров 27
• 12. Расчет диаметра штуцеров для ввода сырья и вывода дистиллята и кубового остатка 28
• 13. Построение энтальпийной диаграммы 33
• 14. Представление материально-теплового баланса колонны на энтальпийной диаграмме 34
• 15. Тепловой расчет блока графическим и численным методом 35
• 16. Определение расхода греющего пара в кипятильнике 37
• 17. Определение расхода охлаждающей воды в дефлегматоре 38
• Вывод 40
• СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ 41

Введение

Ректификация - диффузионный процесс разделения жидких смесей взаимно растворимых компонентов, различающихся по температурам кипения, который осуществляется путем противоточного, многократного контактирования неравновесных паровой и жидкой фаз.

При ректификации взаимодействуют две фазы -- жидкая и паро-газовая, между которыми осуществляется многократный противоточный тесный контакт на специальных устройствах (тарелках или насадке) различной конструкции. Благодаря тесному контакту между жидкой и парогазовой фазами молекулы из одной фазы переходят в другую.

Может наступить такой момент, когда количество молекул, переходящих из одной фазы в другую за единицу времени, станет равным числу молекул, возвращающихся в данную фазу. Тогда состав фаз останется неизменным. Такое состояние фаз называется равновесным и устанавливается оно только при условии равенства температур и давлений жидкости и пара. Для нарушения состояния равновесия необходимо изменить в системе либо давление, либо температуру, либо состав фаз.

Совокупность веществ, находящихся в каждом отдельном аппарате, называется системой. Различают системы гомогенные (однородные) и гетерогенные (разнородные).

Гомогенной называется такая система, которая на всем своем протяжении (во всем объеме) не имеет поверхностей раздела и в каждой своей части обладает идентичными физическими свойствами и химическим составом.

Гетерогенной называется система, состоящая из частей, обладающих различными физическими и, возможно, различными химическими свойствами, причем эти части отделены друг от друга ограничивающими поверхностями.

Гетерогенная система состоит из частей, каждая из которых является гомогенной и отделена от остальных частей ограничивающими поверхностями. Эти гомогенные физически различные и механически отделимые части называются фазами.

В ректификационной колонне имеются две фазы -- жидкие нефтепродукты и их пары (иногда вместе с водяным паром). Фаза должна быть физически и химически гомогенной, но не обязательно химически простой.

Компоненты -- химически индивидуальные вещества, входящие в состав системы.

Процесс ректификации осуществляется в аппаратах колонного типа, где на тарелках различной конструкции или насадке происходит многократный контакт между противоточно движущимися парами, выделяющимися при испарении перерабатываемого сырья, и жидкостью, получающейся при конденсации паров.

Интенсивное взаимодействие на тарелке колонны между восходящими парами и нисходящей жидкостью, которые неравновесны, приводит к тому, что потоки обмениваются веществом и теплом. В результате этого взаимодействия в системе происходит перераспределение компонентов между фазами, пары частично конденсируются, а жидкость частично испаряется, причем из паров конденсируются преимущественно ВКК, а из жидкости испаряется в основном НКК, таким образом, стекающая жидкость обогащается ВКК, а восходящие пары обогащаются НКК.

Такой контакт между фазами может привести парожидкую систему в состояние равновесия, т. е. установятся равновесные значения составов фаз и прекратится процесс их взаимодействия (идеальный контакт; теоретическая тарелка). Фактически система не достигает равновесного состояния. Пары и жидкость отделяются друг от друга и далее снова контактируются на последующих тарелках с другими неравновесными жидкими и паровыми потоками.

Повторяя многократно контактирование восходящего потока паров в колонне с нисходящей жидкостью непрерывно на насадке, либо ступенчато на тарелках, можно достичь существенного изменения составов взаимодействующих фаз, в результате выходящие из колонны пары доводятся до желаемой концентрации НКК (почти чистый НКК), а жидкость, отводимая из нижней части колонны, состоит преимущественно из ВКК.

Пары с верха колонны поступают в конденсатор, где они конденсируются; часть конденсата возвращается на верх колонны в качестве орошения для создания нисходящего потока жидкости в колонне Такое орошение колонны называется холодным или острым.

Нисходящий поток жидкости в колонне можно создать также путем отнятия определенного количества тепла на верху колонны и конденсации части паров над первой тарелкой колонны в специальном (парциальном) конденсаторе: такое орошение колонны называется горячим.

Насадочные колонны, т. е. ректификационные колонны, заполненные насадкой, эффективны в тех случаях, когда скорость паров в колонне относительно постоянна, а объемы разделяемых сред невелики. На НПЗ они часто применяются в качестве абсорберов для очистки газа.

Тарельчатые ректификационные колонны широко распространены на НПЗ. Существуют ректификационные тарелки барботажного и струнного типа. В свою очередь, барботажные тарелки делятся на тарелки с переливами (желобчатые, туннельные, колпачковые, с S-образными элементами, клапанные) и без переливов (решетчатые, ситчатые с отбойными элементами).

Все контактные устройства подразделяются на три типа: насадочные, роторные и тарельчатые. По направлению движения контактирующих фаз тарельчатые контактные устройства разделяются на противоточные (решетчатые, ситчатые, волнистые), перекрестноточные (колпачковые, S-образные, клапанные и т.д.), перекрестно-прямоточные (струйные, клапанные прямоточные, клапанные балластные) и прямоточные (пленочные, вихревые, центробежные ит.д). Желобчатые тарелки просты по конструкции, легко монтируются, однако имеют малую площадь барботажа (до 30% от площади тарелки), что способствует увеличению скорости паров и уносу флегмы. Тарелки с S-образными элементами применяются в колоннах, работающих при атмосферном и повышенном давлениях; для них характерна устойчивая работа при изменении нагрузок.

Достоинством клапанных тарелок является динамический, переменный режим работы. Подвижные клапаны в зависимости от паровой нагрузки поднимаются и опускаются, регулируя площадь свободного сечения тарелки. Вследствие этого в широком пределе нагрузок скорость паров е отверстиях тарелки существенно не меняется. У решетчатых тарелок контакт между паром и жидкостью происходит на поверхности полотна тарелки; эти тарелки очень чувствительны к колебаниям нагрузок по пару и жидкости.

Ситчатые с отбойными элементами тарелки используются в вакуумных колоннах, для которых характерны большие нагрузки по пару и малые -- по жидкости. Достоинство ситчатых тарелок с отбойными элементами -- низкое гидравлическое сопротивление.

Исходные данные:

Бинарная смесь (НКК-ВКК) - ацетон-бензол;

Давление в колонне - 1 ата;

Расход исходной смеси - 6 т/ч;

Массовая доля НКК:

- в сырье =0,444;

- в дистилляте =0,93;

- в остатке =0,033;

Массовая доля отгона при вводе сырья в колонну е=0,38;

Давление насыщенного водяного пара в кипятильнике - 0,4 МПа;

Температура охлажденной воды:

t_H = 15°C;

t_К = 35°C;

Формула Свойства вещества взяты из источника [9].:

Ацетон - СН₃СОСН₃

Бензол - C₆H₆

Молекулярный вес:

Ацетон - 58,05

Бензол - 78,05

Удельный вес :

Ацетон - 0,7908

Бензол - 0,87901

Плотность , г/см³:

Ацетон - 0,789

Бензол - 0,879

Температура кипения:

Ацетон - 56,24 C°

Бензол - 80,103 C°

Коэффициенты Антуана:

Ацетон:

А - 7,2506

В - 1281,7

С - 237,088

Бензол:

А - 6,9121

В - 1214,645

С - 221,205

1. Материальный баланс внешних потоков колонны

Схема полной ректификационной колонны приведена на рисунке 1

Размещено на http://www.allbest.ru/

28

Рисунок 1 - Схема полой ректификационной колонны

Материальный баланс для ректификационной колонны можно выразить следующим образом для всей системы для низкокипящего компонента (ацетона):

где G_F и F - производительность колонны соответственно в кг/ч и кмоль/ч,

G_D и D - массовые расходы дистиллята соответственно в кг/ч и кмоль/ч,

G_W и W - массовые расходы остатка в кг/ч и кмоль/ч,

x_F и x_F - концентрация НКК в сырье мольные и массовые доли,

y_D и y_D - концентрация НКК в дистиляте мольные и массовые доли,

x_W и x_W - концентрация НКК в остатке мольные и массовые доли,

Произведем перевод в мольные доли

,

,

,

где - массовые доли (даны в задании).

Для перевода единицы измерения кг/ч в кмоль/ч рассчитаем средние молярные массы сырья M_F, дистиллята M_D и остатка M_W

M_F = M_нкк · x_F + M_вкк · (1 - x_F) = 58,05 · 0,452 + 78,05 · (1 - 0,452) = 69,01 кг/кмоль,

M_D = M_нкк · y_D + M_вкк · (1 - y_D) = 58,05 · 0,947 + 78,05 · (1 - 0,947) = 59,11 кг/кмоль,

M_W = M_нкк · x_W + M_вкк · (1 - x_W) =58,05 · 0,044 + 78,05 · (1 - 0,044) = 77,17 кг/кмоль.

Рассчитаем производительность ректификационной колонны в кмоль/ч

F = G_F / M_F = 6000 / 69,01 = 86,944 кмоль/ч.

Найдем массовые и мольные расходы ацетона F'_А, F_А и бензола F'_Б, F_Б в сырье

G_FА = G_F · = 6000 · 0,38 = 2280 кг/ч,

F_А = F · x_F = 86,944 · 0,452 = 39,3 кмоль/ч,

G_FБ= G_F· (1-) =6000 · (1- 0,38)= 3720 кг/ч,

F_Б= F·(1-x_F)= 86,944 · (1- 0,452)= 47,65 кмоль/ч.

Составим систему уравнений:

F = G_D + G_W,

G_F · = G_D · + G_W · ,

6 = G_D + G_W,

6 · 0,38 = 2,28 = G_D · 0,93 + G_W · 0,033.

Выразим D через первое уравнение и подставим во второе:

G_D = 6 - G_W,

2,28 = (6 - G_W) · 0,93 + G_W · 0,033,

2,28 = 5,58 - 0,93 · G_W + G_W · 0,033 ,

3,3 = 0,897· G_W,

G_W = 3,679 т/ч,

G_D = 6 - 3,679 = 2,321 т/ч.

Произведем перевод в мольные доли:

D = G_D /M_D = 2321 / 59,11= 39,266 кмоль/ч,

G_DА = G_D • = 2321 • 0,93 = 2158,53 кг/ч,

D_А = D • y_D = 39,266 • 0,947 = 37,2 кмоль/ч,

G_DБ = G_D - G_DА= 2321 - 2158,53 = 162,47 кг/ч,

D_Б = D - D_А = 39,266 - 37,2 = 2,066 кмоль/ч,

W = G_W / M_W = 3679 / 77,17 = 47,674 кмоль/ч,

G_WА = G_W • = 3679 • 0,033 = 121,407 кг/ч,

W_А=W • x_W = 47,674 • 0,044 = 2,1 кмоль/ч,

G_WБ = G_W - G_WА = 3679 - 121,407 = 3557,6 кг/ч,

W_Б = W - W_А = 47,674 - 2,1 = 45,574 кмоль/ч.

Составим материальный баланс в виде таблицы 1.

Таблица 1 - Материальный баланс ректификационной колонны

Компонент	сырье (F)	дистиллят (D)	остаток (W)
	кмоль/ч	кг/ч	кмоль/ч	кг/ч	кмоль/ч	кг/ч
НКК ацетон	39,3	2280	37,2	2158,53	2,1	121,407
ВКК бензол	47,65	3720	2,066	162,47	45,574	3557,6
Всего	86,944	6000	39,266	2321	47,674	3679

2. Построение кривой равновесия фаз в координатах х-у

Для построения кривых изобар нам необходимо знать зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Р_i. Зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Р_i, описывается эмпирическим уравнением Антуана

lg P_i = A_i - B_i / (C_i+ t),

где А_i, В_i, С_i - эмпирические величины, постоянные для каждого компонента.

Температура кипения низкокипящего компонента (ацетон) t_НКК = 56,24°С, температура кипения высококипящего компонента (бензол) t_ВКК = 80,103°С. Далее в пределах этих температур кипения компонентов зададимся 10 температурами:

?t =(t_ВКК - t_НКК) / 9= (80,103 - 56,24) / 10 = 6,38 °С,

t_HКК = 56,24,

t₁ = 58,63,

t₂ = 61,01,

t₃ = 63,4,

t₄ = 65,79,

t₅ = 68,17,

t₆ = 70,56,

t₇ = 72,94,

t₈ = 75,33,

t₉ = 77,72,

t_BКК = 80,103.

Определяем давления насыщенных паров компонентов Р_нкк и Р_вкк , при температуре t₁ = 58,63 °C

P_нкк = 10^{(7,2506 - 1281,7 / (237,088 + 58,63))} = 0,99762 атм,

P_вкк = 10^{(6,9121 - 1214,645 / (221,205 + 58,63))} = 0,45 атм.

Для остальных температур давления насыщенных паров компонентов Р_нкк и Р_вкк рассчитаны в программе Excel.

Определим мольные доли ацетона в кипящей жидкой фазе (х) и в равновесной паровой фазе (у):

x = (? - Р_ВКК)/(Р_НКК - Р_ВКК),

y = Р_нкк / ? · x,

?= 1 атм.

При температуре t₁ = 58,63 °С

x = (1,0 - 0,45) / ( 0,99762 - 0,45) = 1,004,

y = (0,99762 / 1,0) * 1,004 = 1,002.

Для остальных температур мольные доли ацетона в кипящей жидкой фазе и в равновесной паровой фазе рассчитаны в программе Excel.

Для построения кривой равновесия фаз и изобарных температурных кривых составим таблицу 2 полученных данных:

Таблица 2 - Данные для построения кривых изобар

		Рнкк	Pвкк	х	у
tHКК	56,24	0,99762	0,45	1,004	1,002	1,003	1,001
t1	58,63	1,08204	0,491	0,861	0,932	0,893	0,948
t2	61,01	1,17209	0,534	0,73	0,856	0,785	0,889
t3	63,4	1,26802	0,58	0,61	0,774	0,678	0,822
t4	65,79	1,3701	0,629	0,5	0,686	0,574	0,745
t5	68,17	1,47861	0,682	0,399	0,59	0,472	0,659
t6	70,56	1,59382	0,738	0,306	0,488	0,372	0,561
t7	72,94	1,71603	0,798	0,22	0,378	0,275	0,449
t8	75,33	1,84552	0,861	0,141	0,26	0,181	0,321
t9	77,72	1,9826	0,929	0,068	0,134	0,089	0,172
tBКК	80,103	2,12756	1	0	0	0	0

Построение диаграммы проводится в следующей системе координат: по оси абсцисс откладываются мольные доли НКК в жидкой фазе, а по оси ординат - мольные доли НКК в паровой фазе (приложение А). Проводится диагональ в квадрате, полученном при построении системы координат, которая соответствует линии равновесия с коэффициентом относительной летучести компонентов, равным 1. С использованием предыдущих расчетов, на диаграмме наносятся точки, соответствующие x и y. После этого полученные точки необходимо соединить плавной кривой.

3. Построение изобарных температурных кривых в координатах t -x,y

Построение кривых изобар проводится в следующих координатах: по оси абсцисс откладываются мольные составы фаз по НКК, а по оси ординат - температуры кипения НКК и ВКК. По данным таблицы 2 строим график кривых изобар пара и жидкости (приложение Б).

4. Построение рабочих линий для верхней и нижней части колонны, линии сырья на диаграмме х-у

Определение графическим методом числа теоретических тарелок

Для выявления связи между потоками в любом сечении ректификационной колонны (масса, тепло и концентрации) следует мысленно разрезать колонну в соответствующем сечении. Отделить одну часть колонны от другой. Заменить отделенную часть соответствующими потоками массы и тепла и затем составить материальные балансы для рассматриваемой части колонны. После построения диаграммы х-у строятся рабочие линии для верхней и нижней части колонны.

Уравнение рабочей линии для верхней (укрепляющей) части колонны:

,

,

,

,

где R - флегмовое число,

R_min - минимальный поток орошения,

g_d - масса флегмы стекающей на верхнюю тарелку.

При , т.е. рабочая линия проходит через точку , находящуюся на диагонали диаграммы . Положение точки зависит только от состава ректификата и не зависит от величины потока флегмы.

Поэтому через точку рабочая линия проходит независимо от того, изменяется масса потока флегмы по высоте колонны.

Для определения координат второй точки принимается :

Положение точки В зависит не только от состава ректификата, но и от величины флегмового числа и от массы потока флегмы. С увеличением флегмового числа точка В перемещается вниз, а рабочая линия приближается к диагонали.

Через точки D и B приводим прямую линию, которая является рабочей линией для верхней части колонны.

Уравнение рабочей линии для нижней (отгонной) части колонны:

,

,

где П - паровое число.

При у = и х= = 0,044 рабочая линия проходит через точку W, находящуюся на диагонали диаграммы . Положение точки W не зависит только потока паров и флегмы.

Поэтому через точку W рабочая линия проходит независимо от того, изменяется масса потока паров по высоте колонны.

Для определения координат второй точки принимается у = 1:

,

Положение точки С зависит от величины парового числа. С увеличением П точка С перемещается вправо, а рабочая линия приближается к диагонали.

Уравнение линии сырья:

,

где е - мольная доля отгона при вводе сырья в колонну:

.

При х = 0 получаем точку G , при у = 0 получаем точку Е . Уравнение сырья дает связь между составами жидкой и паровой частей сырьевого потока при вводе сырья в колонну.

Пересечение линии равновесия и сырья в точке дает составы x_F^*=0,19 и y_F^*=0,525, полученные при вводе сырья в колонну в процессе ОИ. Пересечение линии сырья с диагональю в точке определяет исходную сырьевую точку.

Для определения числа теоретических тарелок надо располагать линией равновесия и знать закон изменения сопряженных концентраций и по высоте колонны. В диаграмме X - Y зависимость сопряженных концентраций представляет собой рабочую линию процесса. Можно выявить характерные точки, которые проходит рабочая линия для верхней части колонны.

По построенному графику определяем число теоретических тарелок в колонне:

- в концентрационной части - 8 тарелок,

- в отгонной части - 9 тарелок.

5. Расчет однократного испарения сырья при вводе его в колонну

При входе сырья в колонну происходит процесс однократного испарения, в результате которого образуются пары G_F, состава y_F^* и жидкость g_F состава x_F^*, находящиеся в равновесии

Количество паров и жидкости, поступающих в колонну:

G_F^* = e·G_F = 0,444·6000= 2664 кг;

g_F^* = F - G_F = 6000 - 2664 = 3336 кг.

Количество флегмы стекающей с тарелок верхней части колонны:

g_в = R·G_D = 2,423 · 2321 = 5623,8 кг/ч.

Масса потоков пара:

Gв = gв + GD = 5623,8 + 2321 = 7945 кг/ч.

Количество флегмы стекающей с тарелок нижней части колонны:

g_н = g_в + g_F^* = 5623,8 + 3336 = 8960 кг/ч.

Масса потоков пара:

Gн = gн - GW = 8960 - 3679= 5281 кг/ч.

6. Расчет внутренних материальных потоков

Температура сырья на входе в колонну t = 69°С, содержание НКК в паровой и жидкой фазах x_F^* = 0,37, y_F^* = 0,56.

Количество флегмы стекающей с тарелок верхней части колонны:

g_в = R·G_D = 2,423 · 2321 = 5623,8 кг/ч.

Масса потоков пара:

G_в = g_в + G_D = 5623,8 + 2321 = 7945 кг/ч,

Ф_в = g/ G = 5623,8/7945 = 0,708,

где Ф_в - внутреннее флегмовое число, зависящее от отношения масс потоков флегмы и паров.

Объем паров:

.

Плотность паров:

.

Плотность жидкости, плотности жидкого ацетона и бензола при 58°C

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне

?_ж = (?'_ср + ?''_ср)/2 = (747 +837,2)/2 = 792,1 кг/м³.

Объемный расход жидкости:

.

Количество флегмы стекающей с тарелок нижней части колонны:

g_н = g_в + g_F^* = 5623,8 + 3336 = 8960 кг/ч.

Масса потоков пара:

G_н = g_н - G_W = 8960 - 3679= 5281 кг/ч,

Ф_н = g_н / G_н = 8960/5281= 1,7,

,

,

,

,

?_ж = (?'_ср + ?''_ср)/2 = (725,2 +815,2)/2 = 770,2 кг/м³,

.

7. Схема блока колонны с указанием внешних и внутренних потоков

Размещено на http://www.allbest.ru/

28

Рисунок 2 - Принципиальная схема ректификационной колонны

8. Определение скорости пара и диаметра колонны

Определение средних концентраций жидкости в верхней части колонны х'_ср и в нижней части колонны х''_ср:

х'_ср = (x_F + x_D)/2 = (0,452 + 0,86)/2 = 0,656,

х''_ср = (x_F + x_W)/2 = (0,452 + 0,044)/2 = 0,248.

Средние концентрации пара находим по уравнению рабочих линий. В верхней части колонны:

y'_ср (х'_ср = 0,656) = 0,74,

y''_ср (х''_ср = 0,248) = 0,3475.

Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x,y:

T_ср (y'_ср= 0,74) = 64,3 °C,

T_ср (y''_ср= 0,3475) = 73,6 °C.

Средние мольные массы и плотности пара:

М'_ср = М_НКК · y'_ср + М_ВКК(1- y'_ср) = 58,05·0,74 + 78,05·(1-0,74)=63,25,

,

М''_ср = М_НКК · y''_ср + М_ВКК(1- y''_ср) = 58,05·0, 3475 + 78,05·(1-0, 3475)=71,1,

,

Средняя плотность пара в колонне:

?_п = (?'_ср + ?''_ср)/2 = (2,29 +2,5)/2 = 2,395 кг/м³.

Плотности жидких ацетона и бензола близки. Температура верха колонны 58,2°C и y_D = 0,947, низа колонны при x_W = 0,044 78,3 °C. Плотность жидкого ацетона при 58,2°C и плотность жидкого бензола при 78,3° C

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне

?_ж = (?'_ср + ?''_ср)/2 = (747 +815)/2 = 781 кг/м³

Принимаем расстояние между тарелками 0,5 м. По графику рисунка 3 определяем значение коэффициента C - величина зависящая от нагрузки тарелки, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости.

А,Б - колпачкрвые тарелки, С - ситчатые тарелки.

Рисунок 3 - Значение коэффициента С [5].

Значение коэффициента C:

- Ситчатые тарелки С_С=0,075;

- Колпачковые тарелки С_К=0,055.

Скорость пара в колонне

Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре t_СР=t_В +t_Н/2 = 58,2+78,3/26=68,25

Диаметр колонны

,

По ГОСТ принимаем D_К =1000 мм ,D_С = 1200 мм.

9. Определение и сравнение КПД колпачковых и ситчатых тарелок для выбранного диаметра колонны. Выбор типа тарелки

По ГОСТ принимаем D_К =1000 мм, D_С = 1200 мм, исходя из условий экономичности принимаем колпачковые тарелки.

Скорость пара при заданных диаметрах:

По графику на рисунке 4 определяем КПД тарелок

1 - клапанная тарелка; 2 - колпачковая тарелка; 3 - ситчатая тарелка; 4 - провально решетчатая тарелка.

Рисунок 4 - Зависимость эффективности тарелок различных конструкций от скорости пара в полном сечении колонны.

Принимаем КПД колпачковой тарелки 0,8, ситчатой тарелки 0,75.

Исходя из полученных данных целесообразнее и экономичнее будет применить колпачковую тарелку при диаметра колонны 1 м.

Основные параметры колпачковой разборной тарелки [1]:

- диаметр - 1000 мм;

- общая длинна слива - 682 мм;

- рабочая площадь тарелки - 57,9%;

- свободное сечение тарелки - 11,3%;

- число колпачков - 43;

- диаметр колпачка - 80 мм;

- шаг колпачков - 110 мм;

- вес тарелки - 90 кг.

1 - тарелка; 2 - газовые патрубки; 3 - колпачки; 4 - сливные трубки

Рисунок 5 - Схема работы колпачковой тарелки

10. Определение действительного числа тарелок и высоты колонны

Для секций колонны число реальных тарелок определяется по следующей формуле:

.

Для концентрационной части:

N_Р.КОНЦ. =8/0.8 ?10 тарелок.

Для отгонной секции:

N_Р.ОТГ. = 9/0.8 = 12 тарелок.

Суммарное число реальных тарелок:

N_Р.СУММ. = N_Р.КОНЦ + N_Р.ОТГ = 12 + 10 = 22 тарелки.

Высота колонны рассчитывается по формуле:

H = H_B + H_Y + H_X +H_ЗП + H_K =1 + 5 + 6 + 1 + 1 =14 м.

где H_B - высота зоны над верхней тарелкой, необходимая для монтажа штуцера распределителя жидкости и сепарации потоков, H_B =1м,

H_Y - высота отгонной части колонны, H_Y=N_ОТГ•h=12•0,5=6 м,

N_ОТГ - число действительных тарелок в отгонной части колонны, N_ОТГ=12,

h=0,5м - расстояние между тарелками,

H_X- высота концентрационной части колонны, H_X=N_КОНЦ•h=10•0,5=5

N_КОНЦ - число действительных тарелок в концентрационной части колонны, N_КОНЦ =10,

H_ЗП - высота зоны сепарации сырьевого парожидкостного потока, а также для монтажа отбойников H_ЗП = 1 м,

H_K - высота зоны под нижней тарелкой, необходимая для создания столба жидкости, обеспечивающего самотёк, H_K = 1,0 м.

11. Принципиальная схема колонны с указанием габаритных размеров

Размещено на http://www.allbest.ru/

28

1 - колонна; 2 - конденсатор-холодильник; 3 - емкость орошения; 4 - кипятильник; I - сырье; II - дистиллят; III - остаток, IV - флегмовое орошение, V - пар.

Рисунок 5 - Принципиальная схема колонны

12. Расчет диаметра штуцеров для ввода сырья и вывода дистиллята и кубового остатка

колонна изобарный энтальпийный

Диаметры штуцеров определяются в зависимости от объемного расхода и допустимой линейной скорости потока. Допускаемая линейная скорость в штуцерах зависит от агрегатного состояния потока, фактического напора, допустимой потери напора и др. Схема расположения штуцеров представлена на рисунке 6.

Размещено на http://www.allbest.ru/

28

1 - штуцер для ввода сырья; 2 - штуцер для вывода паров с верха колонны; 3 - штуцер для ввода холодного орошения; 4 - штуцер для вывода жидкости из колонны; 5 - штуцер для ввода паров из кипятильника.

Рисунок 6 - Схема расположения штуцеров

Штуцер 1 - для ввода сырья

Так как, в колонну поступает парожидкостная смесь, необходимо определить секундный расход паров и жидкости.

Количество паров и жидкости, поступающих в колонну:

G_F^* = e·F = 0,444·6000 = 2664 кг/ч ,

g_F^* = F - G_F = 6000 - 2280 = 3336 кг/ч.

Рассчитывается секундный объем паров:

м?/с

Допустимая скорость паров принимается равной 20 м/с, м/с, и рассчитывается сечение по пару:

м?

Массовый состав жидкой фазы .

Определим плотности жидкой фазы при 20 °С и при °С

кг/м?

Рассчитаем секундный объем жидкости:

м?/с

Допустимая скорость паров принимается равной 1 м/с, м/с, и рассчитывается сечение по жидкости:

 м?

м

По ГОСТ принимаем диаметр штуцера для ввода сырья равным d₁ =0,3 м.

Штуцер 2 - для вывода дистиллята

Количество паров, уходящих сверху колонны:

G_в = g_в + G_D = 5623,8 + 2321 = 7945 кг/ч

Секундный объемный расход паров

м?/с

Допустимая скорость паров принимается равной 30м/с, м/с

м

По ГОСТ принимаем диаметр штуцера для вывода из колонны паров из d₂ =0,4 .

Штуцер 3 - для ввода холодного орошения

Плотность жидкости, поступающей в колонну:

кг/м?

 кг/м?

Секундный объем жидкости:

м?/с

Допустимая скорость жидкости принимается равной 0,4 м/с, м/с

м.

По ГОСТ принимаем диаметр штуцера для ввода холодного орошения равным d₃ =0,1 м.

Штуцер 4 - для вывода остатка

Объем жидкости, стекающей в кипятильник:

g_н = g_в + g_F^* = 5623,8 + 3336 = 8960 кг/ч

Плотность жидкости, стекающей в кипятильник

кг/м?

кг/м?

Секундный объем жидкости:

 м?/с

Допустимая скорость жидкости принимается равной 0,4 м/с, м/с

м

По ГОСТ принимаем диаметр штуцера для вывода остатка равным d₄ =0,1 м.

Штуцер 5 - для ввода паров из кипятильника

Масса потоков пара:

G_н = g_н - G_W = 8960 - 3679= 5281 кг/ч,

,

,

Допустимая скорость паров принимается равной 10 м/с, м/с

м

По ГОСТ принимаем диаметр штуцера для ввода паров из кипятильника равным d₅ =0,3м.

13. Построение энтальпийной диаграммы

Энтальпии жидкости и пара:

Для 56,24С:

Для остальных температур расчёт аналогичен. Результаты сведём в таблицу 4.

Определяем энтальпии жидких и паровых смесей:

h_см=h_А x + h_Б (1 - x)

Hсм=HА y + HБ (1 - y)

Для 56,24С

h_см = 107,0157 1,004+112,9544 (1 - 1,004)= 112,9803 кДж/кг

H_см = 454,6067 1,002+ 433,1976 (1 - 1,002)=454,6466 кДж/кг

Таблица 4 - Энтальпия ацетона и бензола

		hсм	Hсм	h	H	h	H
tHКК	56,24	112,9803	454,6486	112,9544	454,6067	107,0157	433,1976
t1	58,63	117,1538	457,1582	118,0144	458,6225	111,8096	437,1008
t2	61,01	121,3513	459,5463	123,0962	462,6597	116,6242	441,0249
t3	63,4	125,5739	461,8042	128,1997	466,7184	121,4594	444,9698
t4	65,79	129,8224	463,9229	133,325	470,7986	126,3152	448,9356
t5	68,17	134,0975	465,8929	138,472	474,9002	131,1916	452,9223
t6	70,56	138,3995	467,7047	143,6408	479,0232	136,0886	456,9298
t7	72,94	142,7289	469,3483	148,8313	483,1677	141,0063	460,9581
t8	75,33	147,0857	470,8131	154,0436	487,3337	145,9445	465,0073
t9	77,72	151,4701	472,0886	159,2777	491,5211	150,9034	469,0773
tBКК	80,103	155,8829	473,1682	164,5335	495,73	155,8829	473,1682

14. Представление материально-теплового баланса колонны на энтальпийной диаграмме

Строим вертикали через точки y_D и x_W. На энтальпийной диаграмме строим точки проходящие через (x_F^*,h) и (y_F^*,H) соединяем их и проводим до вертикальных линий.

P и P' полюса исчерпывающей и отгонной части колонны, лежащие на одной прямой. Определяем наиболее низкое положение верхнего полюса Р_тin и наиболее высокое положение верхнего полюса Р'_min.

- Р_тin =(0,947, 1160),

- Р'_min = (0,044, -460).

Коэффициент избытка теплопроводности равен n = 1,2.

Р = n · Р_тin = 1160·1,2 = 1392

P' = -552.

По найденной ординате Р (H_dМ, y_D) рассчитываем Q_dM = H_dM·D, теплоотвод соответствующий режиму минимального орошения. По ординате полюса h_WM рассчитываем теплоотвод Q_ВM = h_ВM·W, соответствующий режиму с минимальным потоком паров. Наиболее низкое положение полюса Р_min соответствует режиму с минимальным флегмовым числом и самое высокое положение полюса Р'_min соответствует режиму с минимальным потоком паров.

	Р	P'	Ртin	Р'min
абсцисса	0,947	0,044	0,947	0,044
ордината	1392	-552	1172	-460

15. Тепловой расчет блока графическим и численным методом

Составление уравнения теплового баланса, определение тепловых потерь. Уравнение теплового баланса:

Q_F + Q_B = Q_D + Q_W + Q_d

Q_F = G_F·h_F = 6000 · 256,84 = 1 541 040 кДж/ч

Q_B = G_W·q_исп = 608 3679 = 2 236 832 кДж/ч

Q_D = G_D·H_D = 468 2321=1 086 228 кДж/ч

Q_W = G_W·h_W = 3679 · 166 = 605 734 кДж/ч

Q_d = g'_d·q_конд = (Q_d/D)D= 936 2321 = 2 172 456 кДж/ч

По энтальпийной диаграмме определили энтальпии дистиллята, остатка и сырья:

H_D=468 кДж/кг

h_W=166 кДж/кг

h_F = e · H_F^* + (1-e)h_F^* = 0,38·464 + (1-0,38)146= 256,84 кДж/кг

Относительное количество тепла, подводимое в низ колонны:

(Q_B/W)=608 кДж/кг

Количество тепла, подводимое в низ колонны:

Q_B = (Q_B/W)G_W

Q_B = 6083679 = 2 236 832 кДж/ч

По энтальпийной диаграмме определяем относительное количество тепла, отводимое в верху колонны:

(Q_d/D) = 936 кДж/кг

Количество тепла, отводимое в верху колонны:

Q_d = (Q_d/D)G_D

Q_d = 936 2321 = 2 172 456 кДж/ч

Уравнение теплового баланса:

G_Fh_F+Q_B=g_dg_конд+Wh_W+Q_D

Приход тепла:

G_Fh_F + Q_B= 6000 256,84 + 2 236 832 = 3 777 872 кДж/ч

Расход тепла:

G_DH_D + G_Wh_W + Q_d=2321 468+ 3679 166 + 2 172 456 = 3 869 398 кДж/ч

Погрешность:

Тепловые потери составляют:

Расход тепла - Приход тепла = 3 869 398 - 3 777 872 = 91 526 кДж/ч

16. Определение расхода греющего пара в кипятильнике

Поверхность кипятильника определим по формуле:

F_K = Q_В. / К * ?t_ср,

где Q_В. = 2 236 832 кДж/ч - количество тепла, вносимое горячей струей;

К = 600 Вт*/м²*К - коэффициент теплопередачи; Давление насыщенного водяного пара равно 0,4 МПа, температура пара при этом давлении 140 ⁰С Так как насыщенный водяной пар конденсируется при постоянной температуре t_ВП, соответствующей его давлению, то средняя разность температур определяется так

?t_ср = t_ВП - t_W = 140 - 78 = 92 ⁰С - средняя разность температур,

где t_W - температура остатка, входящего в кипятильник и выходящего из кипятильника.

F_K = 2 236 832 / 600 * 365 = 10,214 м²;

Расход водяного пара:

G_ВП = Q_В / r = 2 236 832 / 2141 = 1 045 кг/ч,

где r - теплота конденсации водяного пара, кДж/кг.

17. Определение расхода охлаждающей воды в дефлегматоре

Для расчета поверхности конденсатора-холодильника вычисляется средний температурный напор между теплообменивающимися средами - дистиллятом и водой.

Принимая температуру воды на входе в конденсатор 15⁰С, а на выходе из конденсата - 35⁰С при температуре верха 78,3 ⁰С (при противоточном движении сред), получаем разности температур и вычисляем средний температурный напор:

?t₁ = t_B - 35 = 43,3 ⁰C; ?t₂ = 35 - 15 = 20 ⁰С,

⁰С,

Поверхность конденсатора-холодильника определим по формуле:

F_KX = Q_d / K*?t_ср,

где Q_d = 2 172 456 кДж/ч - количество тепла, снимаемого в конденсаторе-холодильнике/

K = 300 Вт*/м²*К - коэффициент теплопередачи;

F_KX = 2 172 456 / (300 * 304,65) = 23,8 м²;

Расход воды на охлаждение дистиллята:

Расчёт расхода воды:

где С_в - теплоёмкость воды, С_в=4.19 кДж/(кгК)

G_B = Q_d / 4,19 * (35 - 15) = 2 172 456/ 1000 * (35 - 15) = 25 925 кг/ч.

Вывод

В ходе работы по заданным параметрам (подача сырья 6 тонн в час, содержание ацетона в сырье 38 %, в дистилляте 93% и в остатке 3,3%) был проведен расчет процесса ректификации и ректификационной колонны.

В процессе работы получены следующие результаты:

- число теоретических тарелок 17

- в концентрационной части 8

- в отгонной части 9

- число фактических тарелок 22

- в концентрационной части 10

- в отгонной части 12

- высота аппарата 14000 мм

- диаметр колонны: 1000 мм

Диаметры штуцеров:

- штуцер для ввода орошения 100 мм

- штуцер вывода паров из колонны 400 мм

- штуцер ввода паров из кипятильника 300 мм

- штуцер для вывода остатка 100 мм

- штуцер для подачи сырья 300 мм

Поверхность конденсатора- холодильника: 23,8 м².

Расход воды: 25 925 кг/ч.

Поверхность кипятильника: 10,214 м².

Расход пара: 1 045 кг/ч.

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ

1. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. Методы расчета и основы конструирования.- М.: Химия, 1971. - 296 с.

2. Андельсон С.В. Процессы и аппараты нефтепереработки и нефтехимии.-М.: Гостоптехиздат, 1963. - 310 с.

3. Гусейнов Д.А., Спектор Ш.Ш., Вайнер Л.З.. Технологические расчеты процессов нефтепереработки. М.: изд-во «Химия», 1964. - 308 с.

4. Кондратьев А.А., Самойлов Н.А. Методические указания к выполнению домашней работы «Расчет ректификации бинарной смеси». -Уфа: УГНТУ, 1991г.

5. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Учебное пособие для вузов. - Л.: Химия, 1987 г. - 576 с.

6. Рахмилевич З.З., Радзин И.М., Фарамазов С.А. Справочник механика химических производств. М; Химия, 1985. 592 с.

7. Рудин М.Г., Драбкин А.Е. Краткий справочник нефтеперерабодчика. - Л.: Химия, 1980. - 328 с.

8. Скобло А.И., Трегубова И.А., Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. - Москва: Химия, 1982 г.

9. Справочник химика: В 3-х т. Т. 1.- /Под. ред. Б.П. Никольского - М: Химия, 1966.- 1071 с.

Размещено на Allbest.ru