Курсовая работа: Ректификационная колонна УГНТУ

Министерство образования и науки Российской Федерации

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение

высшего образования

«Уфимский государственный нефтяной технический университет»

Кафедра «Оборудование нефтехимических заводов»

Курсовая работа

По дисциплине «Процессы и аппараты химической технологии»

Содержание

Введение

1. Технологическая схема ректификационной установки и ее описание

2. Технологический расчет ректификационной колонны

2.1 Материальный баланс

2.2 Определение давления и температуры в колонне

2.3 Построение диаграмм фазового равновесия и кривых изобар

2.4 Температура ввода сырья

2.5 Расчет теоретических тарелок

3. Расчет геометрических размеров аппарата

3.1 Определение диаметра колонны

3.2 Расчет высоты колонны

3.3 Расчет диаметров штуцеров

4. Расчет гидравлического сопротивления ситчатой тарелки

5. Тепловой баланс

6. Расчет и подбор вспомогательного оборудования

7. Выбор конструкционного материала

Заключение

Список использованной литературы

Введение

Ректификация - процесс разделения гомогенных смесей летучих жидкостей путём двустороннего массообмена и теплообмена между неравновесными жидкой и паровой фазами, имеющими различную температуру и движущимися противоположно друг другу.

Разделение осуществляется обычно в колонных аппаратах при многократном или непрерывном контакте фаз. При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественно низкокипящий компонент, которым обогащаются пары, а из паровой конденсируется преимущественно высококипящий компонент, переходящий в жидкость. Обмен компонентами между фазами позволяет получить, в конечном счете, пары представляющие собой почти чистый низкокипящий компонент. Эти пары, выходящие из верхней части колоны, после их конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят (верхний продукт) и флегму - жидкость, возвращающую для орошения колоны и взаимодействия с поднимающимися в колоне парами. Снизу удаляется жидкость представляющая собой почти чистый высококипящий компонент - кубовый остаток (нижний продукт). Часть остатка испаряют в нижней части колоны для получения восходящего потока пара.

Ректификация известна с начала девятнадцатого века, как один из важнейших технологических процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности. В настоящее время ректификацию всё шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение (в производных органического синтеза, изотопов, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).

1. Технологическая схема ректификационной установки и ее описание

Рис. 1.

Исходную смесь из емкости 1 центробежным насосом подают в теплообменник 2 , где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 3 , где состав жидкости равен составу исходной смеси xF . Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают флегмой, получаемой в дефлегматоре 5 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в емкость 8 . Из кубовой части колонны насосом непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в емкость 9 .

2. Технологический расчет ректификационной колонны

2.1 Материальный баланс

Имея исходные данные:

- количество поступающей на ректификацию смеси F= 16000 кг/ч

- концентрация НКК в сырье XF = 0.55

- концентрация НКК в дистилляте УД = 0.95

- концентрация НКК в остатке Xw = 0.03

- доля отгона сырья e = 0.38

- температура верха колоны tв = 60

- кратность парового орошения к = 1.48

Обозначим:

F, D, W - массовый расход соответственно исходной смеси (сырья), дистиллята и остатка, кг/ч;

XF; УД; Xw - концентрация НКК соответственно в сырье, дистилляте и остатке.

Материального баланса по внешним потокам: F = D + W (1.1)

Материальный баланс по низкокипящему компоненту:

F·x_F = D· y_D + W·x_W, (1.2)

Материальный баланс по высококипящему компоненту:

(1.3)

F* XF = 8800 кг/ч НКК в сырье

D = 9043.5 кг/ч дистиллята в сырье

W = 6956.5 кг/ч остатка в сырье

В итоге уравнение материального баланса по внешним потокам принимает вид: 16000 = 9043.5+6956.5 кг/ч

Материальный баланс по НКК: F·x_F = D'·y_D + W·x_W (1.6)

16000 · 0.55 = 9043.5 · 0.95+6956.5 · 0.03

Подставляем имеющиеся данные получаем материальный баланс:

Результаты расчета материального баланса ректификационной колонны сводятся в таблицу:

2.2 Определение давления и температуры в колонне

Давление и температура являются основными параметрами технологического режима в ректификационной колонне. Чем выше принимаемое давление, тем больше должна быть и температура в колонне, так как с повышением давления увеличиваются температуры кипения и конденсации разделяемых смесей.

Исходя из данных таблицы 8 давления насыщенного пара углеводородов:

н-пектан при t 60 °C давление P1=0.212 Мпа

н-гексан при t 60 °C давление P2=0.076 Мпа

Давление в колонне определяется по уравнению: (1.8)

произведем расчет давления верха колонны Пв по по уравнению изотермы паровой фазы, записанному в виде:

(1.9)

где - давление насыщенных паров соответственно НКК и ВКК при температуре верха колонны ;

- абсолютное давление низа колонны, определяемое с учетом гидравлического сопротивления тарелок

Пв=

Исходя из результатов давления верха колонны давление низа:

(2.0)

Пн 0.2146=0.1946+0.02

Пср 0.2046 = МПа

Определяем температурный диапазон при каждого компонента.

Рассчитывается по уравнению Антуана (расчеты будут более точными, их будем использовать при расчетах)

, (2.1)

где - константы, зависящие от свойств вещества, значения которых приведены в таблице 9 приложения А и в справочной литературе .

Найденный графическим путем температурный интервал двухфазного состояния системы разбивается на 8 точек, в которых определяются равновесные мольные составы жидкой и паровой фаз по уравнениям

; (2.2)

Найденные результаты в приложении к курсовой работе определенные по вычислительной программе.

2.3 Построение диаграмм фазового равновесия и кривых изобар

В случае ректификации бинарных смесей для расчёта числа теоретических тарелок широко используется графический метод, известный в литературе как метод Мак - Кеба и Тиле (диаграмма y - x). Диаграмма кривых изобар позволяет легко определить температуры внешних потоков ректификационной колонны.

Кривые равновесия и изобары строятся в пределах температур кипения низкокипящего и высококипящего компонентов при принятом давлении в колонне.

По полученным массовым составам равновесных фаз системы строится изобарная диаграмма равновесия в системе координат , и кривая равновесия .

2.4 Температура ввода сырья.

Температура ввода сырья определяется графическим методом, с помощью изобарной диаграммы

Так как согласно исходным данным, нам известно, что x_F=0,55. Отобразим х_F на изобарной диаграмме проведя вверх перпендикуляр. Так же нам известно, что е=0,38. Следовательно точку F получим при соблюдения соотношения (2.3).

Опустив перпендикуляр от G_c и q_c получим у_с=0,67 и х_с=0,465. Температура в данной точке и будет являться температурой ввода сырья

Так же отобразим на изобарной диаграмме y_D = 0,95 и x_W=0,03 и проводим перпендикулярную линию вверх, до пересечения x_W с изобарой жидкой фазы, а y_D. с изобарой паровой фазы. Таким образом получаем температуру низа колонны и температуру верха колонны.

2.5 Расчет теоретических тарелок

Для начала на диаграмме концентраций отметим положение рабочих линий.

1) На оси х и у отметим у_D и проведем перпендикуляры до их пересечения. Ставим точку D (y_D; y_D).

2) На оси х и у отметим x_W и проведем перпендикуляры до их пересечения. Ставим точку W (x_W; x_W).

3) На оси х и у отметим x_F и проведем перпендикуляры до их пересечения. Ставим точку F (х_F; х_F).

4) Принимаем у=0, то х= х_F / (1-е)=0,55/(1-0,38)=0,88. Получаем точку E (0,88; 0).

5) Соединяем точку E и F и ведем линию до пересечения с изобарой концентрации. Получаем точку F^* (0,7; 0,465)

6) Соединяем точки W и F^* и ведем линию до пересечения внешнего квадрата. Получаем точку С_MIN (0,665; 1,0)

теперь зная С_min найдем П_min из формулы (2.5)

(2.4)

(2.5)

Зная кратность парового орошения к=1.48, из исходных данных, найдем П

(2.6)

П=1,89 *1,48=2.8

Получаем точку С (0,745; 1,0)

Соединяем точку С с точкой W. Получаем линию рабочего режима ректификационной колонны.

6) Точку пересечении отрезков CW и EF^* соединяем с точкой Д и ведем линию до оси у. Получаем точку B (0,0; 0,33).

7) От точки F^* проводим горизонталь до линии BD. Ставим точку m (0,56; 0,7)

8) От точки F^* проводим вертикаль до линии СW. Ставим точку n (0,465; 0,62)

Соединив точки n, F^* , m - получим треугольник питания

9) Из точки D (0,95; 0,95) проводим влево горизонталь до кривой равновесия. Далее от этой точки опускаем вниз вертикаль, до линии BD. Получаем первую тарелку.

Продолжаем до треугольника питания отпуская вертикальную от кривой равновесия до отрезка n-m. После него проводим влево горизонталь до кривой равновесия, а вертикаль уже ведем до линии СW.

Таким образом получаем:

Следовательно всего тарелок 13 шт. при рабочем режиме колонны.

При режиме полного орошения построение производится аналогично до линии WD.

Таким образом получаем: =8

Число тарелок при полном орошении можно определить по уравнению Фенске

. (2.7)

Усредненное значение коэффициента относительной летучести компонентов определяется по выражению

, (2.8)

где - коэффициент относительной летучести компонентов, соответствующий температуре ; ; (2.9)

- коэффициент относительной летучести компонентов, соответствующий температуре ; . (3.0)

3. Расчет геометрических размеров аппарата.

3.1 Определение диаметра колонны.

Диаметр колонны определяется по выражению:

(3.1)

где

- объемный расход паров в наиболее нагруженном сечении колонны, м³/с;

G - массовый расход паров в том же сечении, кг/с;

W, - соответственно линейная (м/с) и массовая () допустимые скорости паров в рассчитываемом сечении колонны.

Найдем наиболее нагруженное сечение. Массовый расход паров в верхнем сечении колонны рассчитывается по уравнению материального баланса для данного сечения

кг/ч (3.2)

Для нижнего сечения колонны массовый расход пара

, кг/ч. (3.3)

Дальнейший расчет ведется по большему из полученных значений расхода паров, то есть

Объемный расход пара определяется по выражению

(3.3)

где

М - мольная масса смеси, кг/моль;

Т, - соответственно температура (К) и давление (МПа) в рассчитываемом сечении колонны;

, - температура ( = 273 К) и давление ( = 0,1 МПа) при нормальных условиях;

z - коэффициент сжимаемости. При 0,5 МПа Z = 1.

Мольная масса смеси определяется, как

(3.4)

Где согласно таблице 5

М₁- Мольная масса н-пентан 72 кг/к моль (НКК)

М₂- Мольная масса н-гексан 86 кг/к моль (ВКК)

Линейная скорость определяется по выражению:

(3.5)

где

С - коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелки, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости;

- плотность пара и жидкости соответственно, кг/м³.

Для определения допустимой линейной скорости, нам необходимо найти коэффициент С при коэффициенте натяжения н-пентан . при температуре 58,8⁰С

Примем h =0,5, тогда С=575 м/с