Расчет ректификационной колонны

СОДЕРЖАНИЕ 

 ВВЕДЕНИЕ                      5

 1 Расчет ректификационной колонны       7

 1.1  Материальный  баланс установки                7

 1.2 Определение давления в колонне       10

 1.3 Построение диаграммы фазового равновесия     11

 1.4 Определение  числа теоретических тарелок в колонне    14

 1.5 Определение расхода пара и флегмы в колонне     17

 1.6 Тепловой  баланс колонны                 19

 1.7 Гидравлический  расчет        22

 1.7.1 Определение линейной скорости паров     22

 1.7.2 Расчет  верхней части колонны                26

 1.7.3 Расчет нижней части колонны                28

 1.7.4 Расчет  скорости пара        29

 1.7.5 Расчет  величины брызгоуноса                30

 1.7.6 Определение реального числа тарелок     32

 1.7.7 Определение  высоты колонны                33

 1.8 Определение диаметров штуцеров      34

 1.9 Определение толщины тепловой изоляции              35

 1.10 Определение  площади поверхности теплопередачи  кипятиль-

 ника и  дефлегматора         37

 ЗАКЛЮЧЕНИЕ          40

 СПИСОК  ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ    42

 ПРИЛОЖЕНИЕ  А (основное)                 43

 ПРИЛОЖЕНИЕ Б (основное)                 44 
 
 
 
 
 

ВВЕДЕНИЕ 
 

       Развитие нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности на современном  этапе характеризуется значительным расширением ассортимента и повышением качества выпускаемой продукции, увеличением глубины нефтепереработки и газового конденсата.

       Наиболее распространенным методом разделения жидких однородных смесей является ректификация. Разделение жидкостей ректификацией основано на различной способности компонентов смеси переходить в парообразное состояние. Ректификацией называется диффузионный процесс разделения жидких смесей взаимно растворимых компонентов, различающихся по температурам кипения, который осуществляют путем противоточного многократного контактирования неравновесных паровой и жидкой фаз.

       Вступающие в контакт пары и жидкость при ректификации не находятся в равновесии, но в результате контакта фазы стремятся достичь его или приблизиться к этому состоянию. При этом происходит выравнивание температур и давлений в фазах и перераспределение компонентов между ними.

      При контакте фаз, в результате массообменных процессов, температура паровой фазы снижается, часть паров конденсируется, и концентрация низкокипящего компонента (НКК) в них возрастает, а температура жидкой фазы увеличивается, часть её испаряется, и концентрация НКК в ней уменьшается.

      Процесс ректификации многокомпонентных смесей, как и бинарных, может проводиться периодически и непрерывно.

      Периодическая ректификация осуществляется в одной ректификационной колонне путем последовательного  получения в виде дистиллята сначала наиболее летучего компонента смеси, а затем компонентов с более  высокими температурами кипения. Компонент смеси с самой высокой температурой кипения остается  в кубе колонны в виде кубового остатка. Разумеется, реально получают не отдельные компоненты, а фракции с преимущественным их содержанием. Управление таким периодическим процессом существенно сложнее, нежели непрерывным, когда параметры процесса не изменяются в ходе работы установки.

        Непрерывная ректификация многокомпонентных смесей осуществляется в установках, состоящих из ряда ректификационных колонн непрерывного действия. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 

1 РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ  КОЛОННЫ 
 

      Исходные данные:

      Производительность колонны G_F=10000 кг/ч;

      НКК – гептан;

      ВКК – толуол;

      Концентрация НКК, масс. доли:

      в сырье - 0,32;

      в дистилляте - 0,97;

      в кубовом остатке - 0,01;

      Тип тарелки – ситчатая.   

 

       1.1 Материальный баланс установки 

       Массовый расход получаемого дистиллята G_D и кубового остатка G_W определяется из уравнения материального баланса колонны по низкокипящему компоненту:

G_W = G_F - G_D; 

G_D = G_F ^. ((X_F-X_W)/(X_D-X_W))=10000 ^. ((0,32-0,01)/(0,97-0,01))=3229кг/ч;

G_W = G_F ((X_D - X_F)/ (X_D-X_W))=10000 ^. ((0,97-0,32)/(0,97-0,01))=6771кг/ч. 
 

      Проверка:

G_F = G_D +G_W;

10000=3229+6771. 

      Массовые расходы гептана и толуола в сырье, дистилляте и кубовом продукте рассчитывается по формулам: 

G_нккF =G_F ^. X_F =10000 ^. 0,32=3200 кг/ч;

G_нккD =G_D ^*X_D =3229 ^.0,97=3132 кг/ч;

G_нккW =G_w^*X_w =6771 ^. 0,01=68кг/ч; 

G_вккF = G_F*X_F =10000 ^. 0,68 =6800 кг/ч;

G_вккD = G_D*X_D =3229 ^. 0,03 =97 кг/ч;

G_вккW =G_W*X_W =6771 ^. 0,99 =6703кг/ч.

      Проверка:

G_F =G_D+G_W;

3200 =3132+68;

6800 =97+6703.

      Мольные расходы гептана и толуола в сырье, дистилляте и кубовом  продукте рассчитываем по формулам:

 

 

      Проверка:

32=31,32+0,68;

74=1+73. 

       Мольные доли гептана и толуола в сырье, дистилляте и кубовой жидкости  рассчитываются по формулам: 

 

 

      Проверка:

0,3+0,7=1;

0,97+0,03=1;

0,01+0,99=1. 

      1.2 Определение давления в колонне 
 

       В данном курсовом проекте в верхнем продукте содержится 97% (мольных) гептана, поэтому температура кипения такой смеси будет незначительно отличаться от температуры кипения чистого гептана, которая при атмосферном давлении составляет 104 С. В этом случае в дефлегматоре для конденсации паров, поступающих с верха колонны, можно использовать воду. При этом нет необходимости значительно повышать давление в колонне по сравнению с атмосферным. В то же время температура кипения смеси в кубе   колонны  не может значительно отличатся от   температуры  

кипения высококипящего компонента – толуола, так как его содержание в кубовом продукте составляет 99% (мольных). Следовательно, температура в кубе колонны будет близкой к 110 С. Такая температура не вызовет затруднений при выборе теплоносителя для использования его в кипятильнике колонны.

       Поскольку при давлении в колонне близком к атмосферному обеспечиваются приемлемые значения температур верха и куба колонны, целесообразно принять давление на верху колонны несколько больше атмосферного для преодоления гидравлических сопротивлений в шлемовой трубе и дефлегматоре.

        Принимаем давление верха колонны =112 кПа; число реальных тарелок в верхней части колонны n=30, в нижней части колонны m=30; гидравлическое сопротивление тарелок в верхней части =480 Па, в нижней части - DР_н=600 Па. Тогда давление в зоне питания и нижней части колонны в соответствии с формулами составит:

                                

          
 

      1.3 Построение диаграмм фазового равновесия в координатах у-х и t-x,у. 
 

      Равновесные составы паровой и жидкой фаз и температура кипения смесей представлены в таблице 1. По данным таблицы 1 строятся диаграммы фазового равновесия в координатах у-х(рисунок 1) и t-x,у(рисунок 2). 

         
 

       Таблица 1 - Равновесные составы жидкости и пара при атмосферном давлении 
 
 

 
 
 
 

 
 

    Рисунок 1 - Диаграмма фазового равновесия в координатах у-х 
 
 
 
 

 
 
 

        Рисунок 2 - Изобарные температурные кривые кипения и конденсации смеси гептан - толуол 

       Давление наверху и внизу колонны отличаются от давления в зоне питания незначительно, поэтому по изобарным температурным кривым кипения и конденсации с достаточной точностью можно определить температуры в зоне питания t_F, на верху t_D и в кубе t_W колонны (рисунок 2).