РОССИЙСКИЙ ХИМИКО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ УНИВЕРСИТЕТ

ИМ. Д. И. МЕНДЕЛЕЕВА

КАФЕДРА ПРОЦЕССОВ И АППАРАТОВ ХИМИЧЕСКОЙ ТЕХНОЛОГИИ

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

К КУРСОВОМУ ПРОЕКТУ ПО ПРАЦЕССАМ И АППАРАТАМ НА ТЕМУ :

“РЕКТИФИКАЦИОННАЯ УСТАНОВКА НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ

ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ 4,1 т / ч БИНАРНОЙ СМЕСИ

АЦЕТОН - ЭТАНОЛ”

ПРОЕКТИРОВАЛ СТУДЕНТ

ГРУППЫ П-45

МЕРКУЛОВ ФЕДОР МИХАЙЛОВИЧ

РУКОВОДИТЕЛЬ ПРОЕКТА

ПРОЕКТ ЗАЩИЩЕН С ЦЕНКОЙ___________________________________________

МОСКВА 1997 г.

36

ВВЕДЕНИЕ

Ректификация — массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки тарелки) аналогичными используемым в процессе абсорбции. Поэтому методы подход к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имею много общего. Тем не менее ряд особенностей процесса ректификации (различие соотношение нагрузок по жидкости и пару в нижней и верхней частях колонны, переменные по высоте колонны физические свойства фаз и коэффициент распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса) осложняет его расчет.

Одна из сложностей заключается в отсутствии обобщенных закономерностей для расчета кинетических коэффициентов процесса ректификации. В наибольшей степени это относится к колоннам диаметром более 800 мм с насадками и тарелками, широко применяемым в химических производствах. Большинство рекомендаций сводится к использованию для расчета ректификационных колонн кинетических зависимостей, полученных при исследовании абсорбционных процессов (в приведенных в данной главе примерах в основном использованы эти рекомендации).

Принципиальная схема ректификационной установки представлена на рис. 1. 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 х_F

Рис.1 Принципиальная схема ректификационной установки:

1. ёмкость для исходной смеси ; 2, 9- насосы; 3- теплообменник-подогреватель; 4 - кипятильник;

5- ректификационная колонна; 6- дефлегматор; 7- холодильник дистиллята; 8- ёмкость для сбора дистиллята; 10- холодильник кубовой жидкости; 11- ёмкость для кубовой жидкости.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка х_W , т. е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава х_Р , получаемой в дефлегматоре 6 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 промежуточную емкость 8.

Из кубовой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный 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 легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом).

Расчет ректификационной колонны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа насадки.

РАСЧЕТ НАСАДОЧНОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ

Расчет ректиификационной колоны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колоны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа и размеров насадкок.

Ориентировочный выбор размера насадочных тел можно осуществить исходя из следующих соображений. Чем больше размер элемента насадки, тем больше её свободный объём и, следовательно, выше производительность. Однако вследствии меньшей удельной поверхности эффективность крупных насадок несколько ниже. Поэтому насадку большого размера применяют, когда требуется высокая производительность и сравнительно невысокая степнь чистоты продуктов разделения.

Для данного случая примем насадку из керамических колец Рашига размером  мм. Удельная поверхность насадки а = 87,5 м²/м³, свободный объем = 0,785 м³/м³ , насыпная плотность 530 кг/м³.

Насадочные колоны могут работать в различных гидродинамических режимах: плёночном, подвисания и эмульгирования. Выберем полёночный режим работы колоны.

Материальный баланс колонны и рабочее флегмовое число

Содержание легколетучего компонента:

- в исходной смеси;

- в дистилляте;

- в кубовом остатке;

т/ч кг/с - производительность по исходной смеси.

Производительность колонны по дистилляту Р кубовому остатку W определим из уравнений материального баланса колонны:

Отсюда находим:

кг/с

кг/с

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R; его оптимальное значение R_опт можно найти путём технико-эконо­мического расчета. Используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициента избытка флегмы (орошения) b=R/R_min . Здесь R_min- минимальное флегмовое число:

,

где x_F и x_P- мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси; y_F^ґ- концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.

Один из возможных приближенных методов расчета R заключается в нахождении такого флегмового числа, которому соответствует минимальное произведение Nґ(R+1), пропорциональное объему ректификационной колонны (N - число ступеней изменения концентраций или теоретических тарелок, определяющее высоту колонны, а (R+1)- расход паров и, следовательно, сечение колонны) .

Определим R . Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению

кмоль/кмоль см.

где M_ccl4 и М_тол - молекулярные массы соответственно хлороформа и бензола, кг/кмоль.

Аналогично найдем:

кмоль/кмоль см.

кмоль/кмоль см.

- определяем по графику

Тогда минимальное флегмовое число равно:

Задавшись различными значениями коэффициентов избытка флегмы b, определим соответствующие флегмовые числа. Графическим построением ступеней изменения концентраций между равновесной и рабочими линиями на диаграмме состав пара y состав жидкости х (рис.2) находим N. Результаты расчетов рабочего флегмового числа представлены на рис.3 и приведены ниже:

Таблица 1

	1,05	1,5	2,0	2,5	5,0
R	1,974	2,82	3,76	4,7	9,4
N	26	18,5	16	14,5	11
N(R+1)	76,8	70,67	76,16	82,65	114,4

Условно-оптимальное значение R=3,032

При R=3,032 b=1,613

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

L_в=РRМ_верх/М_р

L_н=PRM_ниж/М_р+FґM_ниж / М_F ,

где М_P и M_F - мольные массы дистиллята и исходной смеси; М_В и М_Н - средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны.

Мольную массу дистиллята в данном случае можно принять равной мольной массе легколетучего компонента. Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны соответственно равны:

М_верх=М_aґ х_{ср в}+М_c(1- х_{ср в}),

М_ниж= М _aґ х_{ср н}+М_c(1- х_{ср н});

где М_a и М_c - мольные массы ацетона и этил. спирта соответственно;

х_{ср в} и х_{ср н} - средний мольный состав жидкости в верхней и нижней частях колонны:

кмоль/кмоль см.

кмоль/кмоль см.

Тогда

кг/кмоль

кг/кмоль

Мольная масса исходной смеси

кг/кмоль

Подставим рассчитанные величины в выражения для средних массовых расходов, получим:

кг/с

кг/с

Средние массовые потоки пара в верхней G_В и нижней G_Н частях колонны:

где Мў_В и Мў_Н - средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны

Мў_В=М_Aґ y_{ср в}+М_cґ(1- y_{ср в})

Мў_Н=М _aґ y_{ср н}+М_cґ(1- y_{ср н}) ,

где

Тогда

Мў_В=58ґ0.709+46ґ(1-0.709)=54.508 кг/кмоль

Мў_Н=58ґ0.238+46ґ(1-0.238)=48.856 кг/кмоль

Подставив численные значения, получим:

кг/c

кг/c

Скорость пара и диаметр колонны

Для ректификационных колон, работающих в плёночном режиме при атмосферном

давлении, рабочую скорость можно принять на 20-30% ниже скорости захлё-бывания.

Придельную фиктивную скорость пара, при которой происходит захлёбывание колонны находим по формуле:

[1,c 127]

Определим недостающие параметры:

a) По диаграмме t-x-y : для пара tн = 73.4°C tв = 61.1°C

для жидкости tн = 70.4°C tв = 60°С

б)Тогда

кг/м³

кг/м³

_a = 746 кг/м³

_c = 754 кг/м³

кг/м³

кг/м³

или

Вязкости :

lg_x = x_cplg_a + (1-x_cp)lg_c _a=0.23 мПа c _c=0.591 мПа с

_xв=0.326 мПа с _xн=0.447 мПа с

Для выбранной насадки, т.е. колец Рашига мм :

Удельная поверхность а = 87.5 м²/м³

Сбодный объём = 0.785 м³/м³

Насыпная плотность 530 кг/м³

Предельная скорость паров :

_пв = 2.24 м/с

Аналогично :

_пн = 2.00 м/с

Принемаем рабочую скорость на 30% ниже предельной :

_в = 1.57м/с

_н = 1.40 м/с

Ориентировочный диаметр колонны определяют из уравненную расхода:

Как правило, несмотря на разницу в рассчитанных диаметрах укрепляющей и исчерпывающей частей колонны (вследствие различия скоростей и расходов паров), изготовляют колонну единого диаметра, равного большему из рассчитанных.

м

м

Выберем стандартный диметр обечайки колонны из таблицы стандартных диаметров:

d_ст=1 м

При этом рабочая скорость пара :

Расчет высоты насадки

Решение графическое :

m - средний коэффициент распределения в условиях равновесия

m_cpв = 2.2369

m_cpв = 1.3736

Результаты вычисления площади криволинейной трапеции :

n_0в = 13.11

n_0н = 5.15

Общую высоту едениц переноса найдем по уравнению аддитивности :

Отношение нагрузок по пару и жидкости :

для верха

для низа

где

Высота едениц переноса в жидкой фазе :

Ф и с - коэффиценты, оприделяемые по зависимости от плотности орошения L_s и /_п [1, c129 ]

L_sв = 1.496 кг/м² ч

L_sн = 27366 кг/м² ч

Фв = 0.067 Фн = 0.075

/_п )_в = 50% с_н = 1.08 _в = 210

(/_п )_н = 53% с_н = 1.08 _н = 210

z - высота слоя насадки до 3 м

Pасчет коэффициента молекулярной диффузии в жидкой D_x и паровой D_y фазах.

Коэффициент диффузии в жидкости при средней температуре t (в ^°С) равен:

D_x =D_{x 20}ґ[1+bґ(t-20)]

m_в(20 ⁰С)=0.322 мПаґс

m_н (20 ⁰С)=0.119мПаґс

Мольные объемы в жидком состоянии при температуре кипения:

V _a=59.2 см³/моль V_c=74 см³/моль

Коэффициент диффузии в жидкости D_{x 20} при 20 ° C:

[1, c129]

где А, В- коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя,

m_х- вязкость жидкости при 20 °С, мПаґс.

Тогда коэффициент диффузии в жидкости для верхней части колонны при 20 ⁰С равен:

Для нижней части колонны:

Температурный коэффициент b определяют по формуле:

где m_х и r_х принимают при температуре 20 ⁰С.

r_a= 791 кг/м³ r_c= 789 кг/м³

Тогда для верхней части колонны:

Для нижней части колонны:

Отсюда

D_x =D_{x 20}ґ[1+bґ(t-20)] [1, c129]

Для верхней части колонны:

D_{х в}=5.31ґ10^-9ґ[1+0.0123ґ(60-20)]= 7.92ґ10^-9 м²/с

Для нижней части колонны:

D_{х н} =1.863ґ10^-9ґ[1+0.01606ґ(70.4-20)]= 6.04ґ10^-9 м²/с

Высота едениц переноса в паровой фазе :

[1, c129]

_yв = 0.0089 мПа с _yн = 0.0097 мПа с

_yв = 1.9884 кг/м³ _yн = 1.7189 кг/м³

Коэффициент диффузии в паровой фазе может быть вычислен по уравнению:

[1, c129]

где T - средняя температура в соответствующей части колонны, К; P - абсолютное давление в колонне, Па.

Тогда для верхней части колонны:

Для нижней части колонны:

_в = _а = 0.01875 H/м

_н = _c = 0.01903 H/м