Курсовой проект по дисциплине "Процессы и аппараты химической технологии"

Заключение

При выполнении курсовой работы был произведен расчет ректификационной колонны для разделения смеси бензол-толуол расходом 10 т/ч. Был произведен технологический расчет, который включает определение рабочих геометрических и объемных параметров на основании материального баланса процесса, расчет теплового баланса установки, было подобно технологическое оборудование, а именно кожухотрубчатые теплообменники в качестве дефлегматора, подогревателя и холодильника исходной смеси и кубового остатка соответственно, гидравлический расчетэлементов колонны, расчет теп-ловой изоляции для обеспечения санитарных норм относительно температуры поверхности окружающей среды в закрытом помещение, в котором расположенно оборудование.
Распределение жидкости осуществляется при помощи тарелок типа ТС- ...

Содержание
Введение 3
Исходные данные и задание 5
1 Технологическая схема установки ректификации и описание ее работы 6
2Технологический расчет 9
2.1 Материальный баланс 9
2.2 Построение фазовых диаграмм 10
2.3 Определение рабочего флегмового числа 11
2.4 Определение действительного числа тарелок 17
2.5 Определение геометрических размеров тарельчатых колонн 17
2.5.1 Определение диаметра колонны 18
2.5.2 Определение объёмного расхода паров 18
2.5.3 Определение скорости пара 20
2.5.4 Определение высоты колонны 23
3 Расчет теплового баланса установки 24
3.1 Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе: 24
3.2 Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара: 26
3.3 Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси 28
3.4 Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка 28
3.5 Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята 29
3.6 Расход греющего пара 29
3.7 Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 200С 30
4 Подбор возможного оборудования 31
4.1 Выбор дефлегматора 31
4.2 Выбор подогревателя исходной смеси 32
4.3 Выбор холодильника кубового остатка 32
5 Гидравлический расчет 34
6 Расчет тепловой изоляции 39
6.1 Выбор материала тепловой изоляции 39
6.2 Расчет толщины основного слоя тепловой изоляции 39
Заключение 42
Список литературы 43

Введение
Разделение является распространеным процессом химических технологий, особенно применительно к разделению смесей на отдельные компоненты различной степени чистоты, которые в дальнейшем могут быть использованы как сырье. Каждому классу разделяемых смесей соответствуют характерные условия равновесия кипящей жидкой фазы и образующихся из нее паров, отображаемые диаграммами фазового равновесия жидкость – пар.
Для процесса разделения не существует ограничения по свойствам исходных смесей, по степени взаимной растворимости и не растворимости. Процесс разделения смесей на отдельные компоненты используя такие процессы как испарение и конденсация которые многократно чередуются до достижения требуемой степени извлечения необходимых компонентов. При этом теплота конденсации паров используются для нагревания при осуществлении испарения, конденсат в качестве жидкости. Этот сложный процесс, называемый ректификацией, осуществляется в аппаратах (колоннах), аналогичных абсорбционным, при противотоке жидкости и пара. Восходящий поток пара при каждом контакте со стекающей жидкой смесью обогащается низкокипящими компонентами за счет частичной конденсации высококипящих и частичного испарения низкокипящих. При достаточном числе таких контактов пар будет уходить из верхнего сечения колонны с преимущественным содержанием низкокипящих, а жидкость уйдет из нижнего сечения колонны с преимущественным содержанием высококипящих компонентов.
Таким образом, ректификация – это процесс разделения жидких сме-сей, который сводиться к одновременно протекающим и многократно повторяемым процессам частичного испарения и конденсации разделяемой смеси на поверхности контакта фаз. Ректификацию чаще всего проводят в колонных аппаратах. Ректификацию широко применяют в промышленности, например для получения ректификованного этилового спирта, с отделениемсивушных масел и альдегидных фракций, для выделе-ния бензинов, керосинов и других фракций из нефти, а также получения компонентов воздуха (кислорода, азота, инертных газов).
Расчет ректификационной колонны сводиться к определению её основных геометрических размеров диаметр и высота. Оба параметра в значительной мере определяются нагрузками по пару и жидкости, типом тарелки, свойствами взаимодействующих фаз.
Разделяемая смесь (бензол - толуол) близка по свойствам к идеальной смеси, без образования азеотропных смесей и других осложнений. Поэтому ректификацию будем проводить при атмосферном давлении на ситчатых тарелках. На питание колонны будем подавать исходную смесь, подогретую до температуры кипения; флегму будем подавать в виде жидкости при температуре кипения; кубовый остаток будем испарять и подавать в виде насыщенного пара в низ колонны.
Данная смесь обладает токсичными, коррозийными свойствами. Выберем для изготовления аппарата качественную легированную сталь Х17Н13М2Т для деталей, сопряженных с органической смесью. Для всех остальных элементов конструкции – саль Ст3. Выполним аппарат цельносварным с люками для обслуживания.

Исходные данные и задание

«Рассчитать ректификационную колонну непрерывного действия с ситчатыми-тарелками для разделения под атмосферным давлением 10 т/ч жидкой смеси, содержащей 50% (масс.) бензола и 50 % (масс.) толуола. Примем требуемоесодержание воды в дистилляте 97 % (масс), в кубовом остатке 1,5 % (масс).
Давление в колонне P = 1,0 ата.
Исходная смесь подогревается предварительно до температуры кипе-ния. Предусматривается горячее орошение колонны.

Греющий пар подводится в змеевик, установленный в кубе колонны; из куба непрерывно стекает в сборник 8 остаток от перегонки, т. е. почти чистый менее летучий компонент.Так как исходная смесь поступает на ректификацию непрерывно4, то при установившемся состоянии состав жидкости и пара на каждом участке колонны остается неизменным. В некоторых случаях в дефлегматоре производится конденсация всех паров, поднимающихся из колонны. Полученный конденсат делится на две части: одна часть поступает в виде флегмы обратно в колонну, другая же направляется в холодильник, где охлаждается до заданной температуры дистиллята.В рамках обеспечения норм ресурсосбережения технологических процессов следует использовать теплоту конденсации и отходящей жидкости для нагрева исходной смеси до температуры кипения.Однако часто это достаточно тяжело осуществимо, в этом случае рекомендуется использовать теплоту на другие технические цели, при этом в схему должен включаться экономайзер.2 Технологический расчет2.1 Материальный балансТемпературы кипения веществ при Р=760 мм.рт.ст.: Бензол Ткип=80,2 ˚С;Толуол Ткип=110,62 ˚С.Mб = 78,11 г/моль, Мтолуола = 92,14 г/моль – мольные массы бензола и толуола соответственно.Обозначим массовый расход бензола через GD кг/ч, кубового остатка через GW кг/чИз уравнений материального баланса находим массовые расходы:GW + GD = GF (1)GW ∙ xW + GD ∙ xD = GF ∙ xF(2)GW + GD = 10000;GW ∙ 0,97 + GD ∙ 0,015 = 10000 ∙ 0,5;GD = 4921,5 кг/ч;GW = 5078,5 кг/ч.GF = 10000 кг/чДля дальнейших расчетов выразим концентрации питания, дистиллята и кубового остатка в мольных долях.Питание (3)Дистиллят(4)Кубовый остаток(5)– соответствующие массовые доли компонентов, кг/кг.Относительный мольный расход питания:(6)Для перевода массовых расходов GW, GD, GF (кг/с) в мольные достаточно каждый из них разделить на соответствующую мольную массу вещества потока, которую можно рассчитать по уравнению:2.2 Построение фазовых диаграммС целью проведения дальнейших материальных расчётов требуется построение линий равновесия t-x-y диаграммы (рис. 2) на основании данных о равновесии между жидкостью и паром в бинарных системах, представленных в таблице 1.Таблица 1 - Данные о равновесии между жидкостью и паром в системе толуол-бензолРисунок 2 – Линия равновесия t-x-y диаграммы2.3 Определение рабочего флегмового числаРабочее (оптимальное) флегмовое число R определяет нагрузки ректификационной колонны по пару и по жидкости и наряду с производительностью колонны обуславливает геометрические размеры колонного аппарата и затраты теплоты на проведение процесса.Исходным при выборе рабочего флегмового числа является минимальное его значение Rmin.Rmin определяется по формуле [Иоффе]:Rmin=xd-yf*yf*-xf (7)Rmin=0,97-0,780,78-0,54=0,791. Принимаем коэффициент избытка флегмы: =1,51.Рабочее флегмовое число:R=Rmin∙β=0,79∙1,5=1,19(8)Координата точки с:В=xdR+1=0,971+1,19=0,44Строим кривую равновесия (а-с):С помощью кривой равновесия находим число теоретических тарелок:Nт = 13.Находим произведение:Nт∙R+1=13∙1,19+1=28,342. Принимаем коэффициент избытка флегмы: = 1,4Рабочее флегмовое число:R=Rmin∙β=0,79∙1,4=1,11Координата точки с:В=xdR+1=0,971+1,11=0,45Строим кривую равновесия (а-с) и с ее помощью находим число теоретических тарелок:Nт = 14.Находим произведение:Nт∙R+1=14∙1,11+1=29,543. Принимаем коэффициент избытка флегмы:β = 1,3Рабочее флегмовое число:R=Rmin∙β=0,79∙1,3=1,027Координата точки с:В=xdR+1=0,971+1,027=0,47Строим кривую равновесия (а-с) и с ее помощью находим число теоретических тарелок:Nт = 16.Находим произведение:Nт∙R+1=16∙1,027+1=32,434. Принимаем коэффициент избытка флегмы:β = 1,7Рабочее флегмовое число:R=Rmin∙β=0,79∙1,7=1,34Координата точки с:В=xdR+1=0,971+1,34=0,41Строим кривую равновесия (а-с) и с ее помощью находим число теоретических тарелок:Nт = 12Находим произведение:Nт∙R+1=12∙1,34+1=28,08Строим зависимость Nт*(R+1)=f(R):Из графика видно, что оптимальным будет вариант при котором Флегмовое число и число теоретических тарелок будут соответственно равны: R = 1,19, Nт = 13 шт.2.4 Определение действительного числа тарелокОтносительная летучесть начальной смеси:α=yf∙(100-xf)xf∙(100-yf)=78(100-54)54(100-78)=3,02(9)Вязкости компонентов:μб=0,335 мПа∙сμт=0,27 мПа∙сВязкость жидкости на питательной тарелке:μсм=μаxf100+μb100-xf100=0,33554100+0,27100-54100=0,31 мПа∙сОбщий коэффициентт полезного действия в тарелке:ηm=0,49(μсм∙α)-0,245=0,49(0,31∙3,02)-0,245=0,5 (10)Число действительных тарелок:Nд=Nmηm=130,5=262.5 Определение геометрических размеров тарельчатых колоннВ определение геометрических размеров входят определение высоты и диаметра колонны. 2.5.1 Определение диаметра колонныДиаметр колонны определяется по формуле: (11)где V – объёмный расход паров для верха и для низа колонны, м3/с;ω - скорость пара для верхней и для нижней колонны, м/c;π – геометрическая постоянная (π =3,14).2.5.2 Определение объёмного расхода паровОпределение объёмного расхода паров производиться по формуле: (12)где Gd –расход, кг/с; R –оптимальное флегмовое число;ρп.ср – плотность пара для среднего сечения, кг/м2.Средняя мольная масса пара определяется по формуле: (13)где Mнк, Мвк – мольные массы компонентов, кг/кмоль;yср – средний мольный состав пара. Средняя плотность пара определяется по формуле : (14)где Т˚=273К;Р0 =760 мм. рт. ст.Тср – средняя температура кипения смеси в среднем сечении верхней части колонны в ˚С (определяется по t-x-y диаграмме по значению yср)Определение объёмного расхода паров в колонне производиться для верха и для низа колонны отдельно.Среднее сечение верхней части колонныСредний мольный состав пара определяется по формуле: (14)где yp и yf -мольные доли компонентов (определяются по x-y диаграмме).= 78,11·0,86 + 92,14·(1-0,86) = 80,07 кг/кмольСреднее сечение нижней части колонны:Средний мольный состав пара определяется по формуле: (16)где yц и yf - доли компонентов (определяются по x-y диаграмме).= 78,11·0,42 + 92,14·(1-0,42) = 86,24 кг/кмольСредняя температура в колоннеtср=83,67+94,82=89,2 ℃2.5.3 Определение скорости параДля ситчатых тарелокωn=0,05ρжρп (17)где ωn - скорость пара, м/сρж, ρп - соответственно плотности жидкости и пара в средних сечениях верхней и нижней частях колонны, кг/м3Верхняя часть аппарата: (18)где xср.нк – средний состав жидкости для верхней части колонны, кмоль/кмоль. (19)1ρж=0,74867+1-0,74812=0,00117ρж=854,7 кг/м3ωn=0,05854,72,8=0,87 м/сНижняя часть аппарата: (19)1ρж=0,256867+1-0,256812=0,0012ρж=833,3 кг/м3ωn=0,05833,32,8=0,86 м/сОпределим диаметр колонны для верха и для низа: Верх. Низ: Примем D=1000 ммПримем стандартный диаметр колонны одинаковый для верхней и нижней части и равный D=1,4 м. Принимаем по [9] ситчатые тарелки типа ТС-Р со следующими параметрами:Диаметр колонны, ммРабочее сечение тарелки, м2Диаметр отверстий, ммШаг между отверстиями, ммОтносительное свободное сечение тарелки, %Площадь слива, м2Длина пути жидкости, мПериметр слива, мРасстояние между тарелками, ммВысота сливной перегородки, мм14001,368510-1813,6-4,20,0870,930,86300402.5.4 Определение высоты колонныОпределение высоты тарельчатой колонны производиться по следующему уравнению: (20)где НТ - высота тарельчатой (рабочей) части колонны, м;h – расстояние между тарелками, м; h1 - высота сепарационной части над верхней тарелкой, м; h2 - расстояние от нижней тарелки до днища колонны, м. Значения h1 и h2 выбрать в соответствии с практическими рекомендациями в зависимости от диаметра колонны: H = (26-1)·0,3+0,8+1,5 = 9,8 м3 Расчет теплового баланса установки3.1 Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе:GD – массовый расход дистиллята, кг/чGW – массовый расход кубового остатка, кг/чGF – массовый расход питания колонны, кг/чGD = 4921,5 кг/ч;GW = 5078,5 кг/ч.GF = 10000 кг/чQд=Gd(1+R)rd(22)rd– удельная теплота конденсации паров в дефлегматореGd – массовый расход дистиллятаR – рабочее флегмовое числоrd=xd∙rнк+(1-xd)∙rвк (23)rнк,вк – удельные теплоты конденсации определяем по рис. 3396240584835Рис. 3 Удельные теплоты конденсации, кДж/кгrнк = 373,73 кДж/кгrвк = 386,53 кДж/кгrd=0,97∙373,73+1-0,97∙386,53=374,1 кДж/кгQд=1,371+1,19374,1=1120,02 кВт3.2 Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара: Qк=Qд+GdCdtd+GwCwtw-GFCFtF (24)Где С – теплоемкость веществ, определяем по рис. 4.Рис. 4 Номограмма для определения теплоемкости веществtD = 80,41 0C CD = 0,45·4,19·103 = 1885,5 Дж/кг·КtW = 107,52 0C СW = 0,49·4,19·103 = 2053,1 Дж/кг·КtF = 91,13 0C СF = (1-ХF) ·CW+CD·XF = (1-0,54)·2053,1+1885,5·0,54= 1962,6 Дж/кг·КТепловые потери примем 3% от полезно затрачиваемой теплоты: Qк=1120,02 +4921,5∙1885,5∙80,413600+5078,5∙2953,1∙107,523600-10000∙1962,6∙91,133600=159,5 кВт3.3 Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смесиQп=1,05∙GF∙CF(tF-tнач)(25)Qп=1,05∙1962,6∙2,7891,13-30=350,2 кВт 3.4 Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остаткаQп=GW∙CW(tW-tнач)(26)Qп=5078,5 3600∙2053,1∙107,52-35=210,04 кВт 3.5 Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллятаQхд=GD∙CD(tD-tнач)(27)Qхд=4921,53600∙1885,5 80,41-35=117,02 кВт3.6 Расход греющего параГреющий пар, имеет давление 1 кгс/см2 и влажность 5%:В кубе-испарителе:=2324·103 Дж/кг - удельная теплота конденсации (28)В подогревателе исходной смеси: (29)Всего: 0,071+0,154 = 0,037 кг/с = 0,81 т/ч3.7 Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 200СВ дефлегматоре:(30)В водяном холодильнике дистиллята:В водяном холодильнике кубового остатка:Всего: 0,014+0,0019+0,004 = 0,02 м3/с =72 м3/ч4 Подбор возможного оборудованияВыбор теплообменников будем осуществлять исходя из условия обеспечения необходимой поверхности теплообмена:F=QK∙∆tcp(28)К – коэффициентт теплопередачи примем К=350 Вт/(м2К)4.1 Выбор дефлегматораF=QхдK∙∆tcp (29)∆tср=tD- tкон2 (30)F'=117020 350∙80,41-352=14,72 м2Т. о. по [9] выбираем кожухотрубчатый теплообменник типа ТН со следующими параметрами:4.2 Выбор подогревателя исходной смесиF=QхдK∙∆tcp (31)∆tср=tF- tнач2 (32)F''=117020 350∙91,13-352=11,91 м2Т. о. по [9] выбираем кожухотрубчатый теплообменник типа ТН со следующими параметрами:4.3 Выбор холодильника кубового остаткаF=QхдK∙∆tcp (33)∆tср=tW- tнач2 (34)F''=117020 350∙107,52-352=9,22 м2Т. о.