Спроектировать ректификационную установку непрерывного действия с колпачковыми тарелками для разделения бинарной смеси толуол-кси

 

Федеральное агентство по образованию

Национальный исследовательский  университет

 ресурсоэффективных технологий

«Томский Политехнический  Университет»

 

 

 

 

 

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

к курсовому проекту

 

 

Тема:  Спроектировать   ректификационную установку   непрерывного действия с колпачковыми тарелками для разделения бинарной смеси толуол-ксилол под давлением 1.0 атм.                                         

 

 

 

 

 

. 

Содержание

 

 

 

 

 

ОСНОВНЫЕ УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ

 

а — удельная поверхность, м²/м;

D — коэффициент диффузии, м²/с;

d — диаметр, м;

F — расход исходной смеси, кг/с;

G — расход паровой фазы, кг/с;

Р — расход дистиллята, кг/с;

g — ускорение свободного падения, м/с²;

Н, h — высота, м;

К — коэффициент массопередачи;

L — расход жидкой разы, кг/с;

М — мольная масса, кг/кмоль;

m — коэффициент распределения; .

N — число теоретических ступеней разделения;

п — число единиц переноса;

R — флегмовое число;

Т, t — температура, град;

U — плотность орошения, м³(м²с)

W — расход кубовой жидкости, кг/с;

ω — скорость пара, м/с;

х — концентрация жидкой фазы;

у — концентрация паровой  фазы;

β — коэффициент массоотдачи;

ε — свободный объем. м²/м³;

μ — вязкость, Па-с:

ρ — плотность,   кг/м³  ;

σ — поверхностное натяжение, Н/м;

ψ — коэффициент смачиваемости;

Re — критерий Рейнольдса;

Fr — критерий Фруда:

Гс — критерий гидравлического  сопротивления;

Nu' — диффузионный критерий Нуссельта;

Рг' — диффузионный критерий Прандтля.

 

 

Введение

Ректификация – массообменный  процесс, который осуществляется в  большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки), аналогичными аппаратам, используемым в процессах абсорбции. Поэтому методы подхода к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имеют много общего. Тем не менее ряд особенностей процесса ректификации (различное соотношение нагрузок по жидкости и пару в нижней и верхней частях колонны, переменный по высоте коэффициент распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса) осложняет его расчет.

Одна из сложностей, с которой  встречаются проектировщики, заключается  в том, что в литературе отсутствуют  обобщенные закономерности для расчетов кинетических коэффициентов процесса ректификации. В наибольшей степени это относится к колоннам диаметром более 800 мм, с насадками и тарелками, широко применяемыми в химических производствах. Большинство рекомендаций сводится к использованию для расчетов ректификационных колонн кинетических зависимостей, полученных при исследовании абсорбционных процессов.

Принципиальная схема ректификационной установки приведена на рис.1. Исходная смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подается в теплообменник 3, где 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, образующимся при кипении кубовой  жидкости в кипятильнике 4. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка X_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 X_P, которая получается в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выходит 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 смеси на дистиллят с высоким содержанием легколетучего компонента и кубовый остаток, обогащенный труднолетучим компонентом.

Рис. 1. Принципиальная схема ректификационной установки

1- Промежуточная ёмкость; 2- Центробежный  насос; 3- Теплообменник;

4- Кипятильник; 5- Ректификационная колонна; 6- Дефлегматор;

7- Теплообменник; 8- Промежуточная ёмкость; 9- Центробежный насос;

10- Теплообменник; 11- Ёмкость.

 

 

 

Задание на проектирование

С проектировать   ректификационную   установку   непрерывного  действия  с  колпачковыми  тарелками,  для разделения бинарной смеси толуол-ксилол под давлением  1.0  ата. Производительность по исходной смеси 180 тонн/ сут (7500 кг/ч). Содержание легколетучего компонента в исходной смеси 35%, в дистилляте 90%, в кубовом остатке 2%. Исходная смесь перед подачей в колонну подогревается до температуры кипения.

Т_кип (С₆Н₅СН₃) = 110,6 ⁰С   Т_кип (С₆Н₄(СН₃)₂) = 144,4⁰С

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ

1. Материальный баланс колонны  и рабочее флегмовое число

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

;   .  (1.1)

Отсюда находим:

 кг/с,

кг/с,

Для дальнейших расчетов пересчитаем  составы фаз питания, дистиллята и кубового остатка из массовых долей в мольные по соотношению:

,  (1.2)

где М_нк(С₆Н₅СН₃) и М_вк(С₆Н₄(СН₃)₂) — молекулярные массы соответственно низкокипящего и высококипящего компонентов. М_нк = 92 кг/кмоль; М_вк = 106 кг/кмоль

Получим:   0,383 кмоль/кмоль смеси,

0,912 кмоль/кмоль смеси,

0,023 кмоль/кмоль смеси.

Построим диаграмму равновесия между паром и жидкостью в  координатах у-х (состав пара – состав жидкости). По диаграмме определим  – концентрацию легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью. Равновесные данные взяты из методического указания [8].

Линией равновесия называется графическое  изображение зависимости  . Для идеальных смесей расчеты и построение линий равновесия возможны аналитически. Для этого весь интервал температур от температуры кипения ВК до температуры кипения НК (при заданном давлении П) разбивают на ряд интервалов и для каждого значения температуры по справочнику находят соответствующие давления насыщенных паров чистых компонентов Р_i⁰.    

Затем, используя закон Дальтона, а именно:

находят соответствующие значения равновесных концентраций жидкости Х_нк:

После этого по уравнению 

рассчитывают равновесный состав пара У_нк^*. Обычно расчеты проводят в табличном варианте.

Для смеси толуол-ксилол рассчитаем и построим линию равновесия при  общем давлении П=760 мм.рт.ст.

1. Определяем температуры кипения  толуола и ксилола при П=760 мм.рт.ст.

t_кип.Т= 110,6⁰С - низкокипящий компонент НК

t_{кип.о-К.}=144,4⁰С - высококипящий компонент ВК

Следовательно, линия равновесия будет  выражать зависимость содержания толуола в паре (У_Т^*) от его содержания в жидкости (Х_Т), т.е. У_Т^*=f(Х_Т).

2. Разбиваем интервал температур  от 110,6⁰С до 144,4⁰С на ряд мелких интервалов. Необходимо отметить, что чем меньше шаг, тем выше точность построения. Обычно рекомендуется не менее десяти внутренних интервалов.

3. По справочным данным для  расчета давления насыщенных паров толуола и ксилола при соответствующих температурах приведены  следующие формулы:

В таблице 1 приведены результаты расчета давления насыщенных паров толуола и о-ксилола в интервале температур 110,6-144,4⁰С.

В таблице 2 приведен расчет данных для построения линии равновесия

 

 

 

 

Таблица 1

Расчет давления насыщенных паров толуола и о-ксилола

t, °C	lgPтол	Pтол	lgPксил	Pксил
110,6	2,8805	759,38	2,4515	282,81
112	2,8977	790,07	2,471	295,83
114	2,922	835,59	2,4987	315,27
116	2,946	883,15	2,526	335,72
118	2,9698	932,8	2,553	357,23
120	2,9933	984,61	2,5796	379,84
122	3,0165	1038,6	2,6059	403,58
124	3,0394	1095	2,6319	428,5
126	3,0621	1153,6	2,6577	454,63
128	3,0845	1214,7	2,6831	482,02
130	3,1066	1278,2	2,7082	510,72
132	3,1285	1344,3	2,733	540,76
134	3,1502	1413	2,7575	572,2
136	3,1716	1484,4	2,7818	605,07
138	3,1927	1558,6	2,8058	639,42
140	3,2136	1635,5	2,8295	675,3
142	3,2343	1715,3	2,8529	712,75
144,4	3,2589	1815	2,8807	759,85

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Таблица 2

Расчет равновесных  составов паровой и жидкой фаз смеси толуол-ксилол

t, °C	Pтол	Pксил	П
	мм рт.ст.
110,6	759,38	282,81	760	1,001	1,000
112	790,07	295,83	760	0,939	0,976
114	835,59	315,27	760	0,855	0,940
116	883,15	335,72	760	0,775	0,901
118	932,8	357,23	760	0,700	0,859
120	984,61	379,84	760	0,629	0,814
122	1038,6	403,58	760	0,561	0,767
124	1095	428,5	760	0,497	0,717
126	1153,6	454,63	760	0,437	0,663
128	1214,7	482,02	760	0,379	0,606
130	1278,2	510,72	760	0,325	0,546
132	1344,3	540,76	760	0,273	0,483
134	1413	572,2	760	0,223	0,415
136	1484,4	605,07	760	0,176	0,344
138	1558,6	639,42	760	0,131	0,269
140	1635,5	675,3	760	0,088	0,190
142	1715,3	712,75	760	0,047	0,106
144,4	1815	759,85	760	0,000	0,000

 

 

 

Рис. 1. Диаграмма равновесия между  паром и жидкостью в координатах  Y – X.

 

Из диаграммы получим   0,61 кмоль/кмоль смеси. –

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R; его оптимальное значение R_опт можно найти путем технико-экономического расчета. Ввиду отсутствия надежной методики оценки R_опт используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициента избытка флегмы (орошения): b = R/R_min , где R_min — минимальное флегмовое число: