Курсовая работа: Расчет и проектирование тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия

2. Технологический обзор

Принципиальная схема ректификационной установки приведена на рисунке 2.1.

1 - емкость для исходной смеси; 2, 9 - насосы; 3 - теплообменник- подогреватель; 4 - кипятильник; 5 - ректификационная колонна; 6 - дефлегматор; 7 - холодильник дистиллята; 8 - емкость для сбора дистиллята; 10 - холодильник кубовой жидкости; 11 - емкость для сбора кубовой жидкости.

Рисунок 2.1 Принципиальная схема ректификационной установки

Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси x_f.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, которая образуется при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка x_w, т.е. обеднён легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава x_p, получаемой в дефлегматоре 6 путём конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения

- дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8. Из кубовой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащённый труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием низкокипящего компонента) и кубовый остаток (обогащённый высококипящим компонентом).

3. Расчётная часть

3.1 Расчёт ректификационной колонны

Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор оптимальной конструкции тарелки. При этом наряду с общими требованиями (высокая интенсивность единицы объёма аппарата, его стоимость и др.) ряд требований может определяться спецификой производства: большим интервалом устойчивой работы при изменении нагрузок по фазам, способностью тарелок 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.

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

Материальный баланс колонны и оптимальное флегмовое число

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

(3.1)

где G, P, W - производительности колонны соответственно по исходной смеси, дистилляту и кубовому остатку, кг/с.

(3.2)

где - содержание низкокипящего компонента соответственно в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке, массовые доли.

Производительность по кубовому остатку определим по формуле:

(3.3)

Производительность по дистилляту определяется по формуле:

(3.4)

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R. Его оптимальное значение можно найти путём технико-экономического расчёта. Для его проведения необходимо минимальное значение флегмового числа R_min, которое определяется по формуле:

(3.5)

где x_p и x_f - мольные доли низкокипящего компонента соответственно в дистилляте и исходной смеси;

y^*_f - концентрация низкокипящего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.

Температура кипения бензола равна 80,1 ^єС [5]. Температура кипения толуола равна 110,6 ^єС [5].

Таким образом, низкокипящим компонентом является бензол.

Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению:

(3.6)

где x - мольная доля бензола;

M_б - молекулярная масса бензола, равная 78,11 г/моль;

M_т - молекулярная масса толуола, равная 92,14 г/моль.

По формуле (3.6) мольная доля бензола в исходной смеси равна:

По формуле (3.6) мольная доля бензола в дистилляте равна:

По формуле (3.6) мольная доля бензола в кубовом остатке равна:

С помощью диаграммы равновесия между паром и жидкостью при постоянном давлении для системы бензол-толуол, определим концентрацию бензол в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью (рисунок А.1). Равновесные концентрации (в мольных долях) паровой и жидкой фазы системы бензол-толуол определим исходя из справочных данных (Коган с. 288).

Таким образом, при x_f = 0,409 y^*_f = 0,63.

Тогда минимальное флегмовое число по формуле (3.5) равно:

Задавшись различными значениями коэффициентов избытка флегмы в, определим соответствующие флегмовые числа по формуле:

(3.7)

Для расчёта оптимального флегмового числа необходимо знать число ступеней изменения концентрации, которое можно определить графическим построением таких ступеней между равновесной и рабочей линиями.

Уравнение рабочей линии для верхней (укрепляющей) части колонны:

(3.8)

Уравнение рабочей линии для нижней (исчерпывающей) части колонны:

(3.9)

где F - относительный мольный расход питания.

(3.10)

При флегмовом числе R₁ = уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):

Построим график полученной зависимости (рисунок Б.1). При таком флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 24.

При флегмовом числе R₂ = уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):

Построим график полученной зависимости (рисунок Б.2). При таком флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 13,6.

При флегмовом числе R₃ = уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):

Построим график полученной зависимости (рисунок Б.3). При таком флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 11.

При флегмовом числе R₄ = уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):

Построим график полученной зависимости (рисунок Б.4). При таком флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 9,6.

При флегмовом числе R₅ = уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):

Построим график полученной зависимости (рисунок Б.5). При таком флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 8,8.

Вычислив число ступеней изменения концентрации для всех флегмовых чисел, найдём значения комплексов N_i(R_i+1). Результаты расчёта флегмовых чисел, числа ступеней изменения концентрации и проведения технико-экономического расчёта представлены в таблице 3.1.

Таблица 3.1

Результаты расчётов

Строим график в координатах N(R+1) - R_д (рисунок В.1).

Минимальное значение комплекса N Ч--(R + 1) соответствует значению действительного флегмового числа R_опт = 2,15, при этом коэффициент избытка флегмы по формуле (3.7):

При флегмовом числе R_опт = 2,15 уравнение рабочей линии для верхней части колонны по формуле (3.8):

Для нижней части колонны по формуле (3.9):

Построим график полученной зависимости (рисунок Г.1). При действительном флегмовом числе число ступеней изменения концентрации равно 11,5.

Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней L_в и нижней L_н частей колонны определяют из соотношений:

(3.11)

(3.12)

где M_p и M_f - мольные массы соответственно дистиллята и исходной смеси, кг/кмоль;

M_в и M_н - средние мольные массы жидкости вверхней и нижней частях колонны, кг/кмоль.

Мольная масса исходной смеси вычисляется по формуле:

(3.13)

Мольная масса дистиллята вычисляется по формуле:

(3.14)

Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны рассчитываются по формулам:

(3.15)

(3.16)

где x_ср.в и x_ср.н - средние мольные составы жидкости соответственно в верхней и нижней частях колонны.

Средний мольный состав жидкости в верхней части колонны вычисляется по формуле:

(3.17)

Средний мольный состав жидкости в нижней части колонны вычисляется по формуле:

(3.18)

Средняя мольная масса жидкости в верхней части колонны по формуле (3.15) равна:

Средняя мольная масса жидкости в нижней части колонны по формуле (3.16) равна:

Средний массовый расход (нагрузка) по жидкости для верхней части колонны определяется из соотношения (3.11):

Средний массовый расход (нагрузка) по жидкости для нижней части колонны определяется из соотношения (3.12):

Средний мольный состав пара в верхней части колонны y_ср.в вычисляется по формуле:

(3.19)

Средний мольный состав пара в нижней части колонны y_ср.н вычисляется по формуле:

(3.20)

Средняя мольная масса паров в верхней части колонны M'_в вычисляется по формуле:

(3.21)

Средняя мольная масса паров в нижней части колонны M'_н вычисляется по формуле:

(3.22)

Средний массовый расход (нагрузка) по пару для верхней части колонны G_B определяется из соотношения:

(3.23)

Средний массовый расход (нагрузка) по пару для нижней части колонны G_H определяется из соотношения:

(3.24)

Скорость пара и диаметр колонны

С помощью t - x,y диаграммы из приложения Д, рисунок Д.1 определим средние температуры паров и жидкостей по средним составам фаз.

Температура паров в верхней части колонны t_y.в = 91,4 °С. Температура паров в нижней части колонны t_y.н = 104,2 °C. Температура жидкости в верхней части колонны t_x.в = 81,8°C. Температура жидкости в нижней части колонны t_x.н = 110 °C. Рассчитаем плотность паров в верхней и нижней частях колонны:

(3.25)

где М - молекулярная масса газа, кг/кмоль;

Р - давление, при котором определяется плотность, Па;

Р₀ - нормальное давление, равное 101325 Па;

Т - температура, при которой определяется плотность, К;

Т₀ - нормальная температура, равная 273 К.

Для верхней части колонны по формуле (3.25) плотность паров равна:

Для нижней части колонны по формуле (3.25) плотность паров равна:

Плотность жидкой смеси рассчитывается в соответствии с правилом аддитивности рассчитывается по формуле:

(3.26)

где с_б и с_т - плотности чистых соответственно бензола и толуола при соответствующей температуре, кг/м³;

ц_б и ц_т - объёмные доли соответственно бензола и толуола.

Объёмную долю компонента бинарной смеси можно вычислить по формуле:

(3.27)

Плотность чистого бензола при 91,4 ^оC с_б.в = 805,9 кг/м³ [3]. Плотность чистого толуол при 91,4 ^оC с_т.в = 799,7 кг/м³ [3].

Объёмная доля бензола для верхней части колонны по формуле (3.27) равна:

Плотность чистого бензола при 104,2 ^оC с_б.н = 790,634 кг/м³ [3]. Плотность чистого толуол при 104,2 ^оC с_т.н = 785,831 кг/м³ [3]. Объёмная доля бензола для нижней части колонны по формуле (3.27) равна:

Плотность жидкой смеси в верхней части колонны в соответствии с формулой (3.26):

Плотность жидкой смеси в нижней части колонны в соответствии с формулой (3.26):

Средняя плотность жидкости по высоте колонны определим усреднением плотности жидкости в верхней и нижней частях колонны:

Для ситчатых тарелок предельно допустимую скорость рекомендуется рассчитывать по уравнению:

где предельная скорость пара, м/с; плотность жидкости, кг/м³; плотность пара, кг/м³.

Допустимая скорость для верхней части колонны по формуле (3.28):

Допустимая скорость для нижней части колонны:

Примем рабочие скорости паров колонны меньше на 20%:

Ориентировочный диаметр верхней и нижней частей колонны d, выраженный в метрах, определим из уравнения расхода (3.29):

Ориентировочный диаметр верхней части колонны по формуле (3.29):

Ориентировочный диаметр нижней части колонны по формуле (3.29):

Возьмем стандартный диаметр d, равный 2.0 м, одинаковым для обеих частей колонны. При этом действительная рабочая скорость паров верха и низа колоны определяется по формуле (3.30):