Автор работы: Пользователь скрыл имя, 04 Апреля 2014 в 19:29, курсовая работа
В современной химической промышленности широкое применение нашли высокоэффективные технологические процессы с использованием агрегатов большой единичной мощности, средств механизации и автоматизации.
В структуре химического производства техник-технолог занимает должности аппаратчика, оператора технологических установок, мастера или начальника участка, начальника смены производства, техника-конструктора и др. Таким образом, техник-технолог занимается организацией и управлением производства, разработкой необходимой конструкторской документации, связанной с реконструкцией и проектированием производств.
Введение 2
1. Технологическая часть
1.1 Сущность и назначение процесса 3
1.2 Сравнительная характеристика 5
1.3 Описание аппарата 6
1.4 Описание схемы 7
1.5 Характеристика сырья 9
1.6 Техника безопасности и охрана труда 10
2. Расчетная часть
2.1 Материальный баланс 13
2.2 Технологический расчет 14
2.3 Гидравлический расчет 18
2.4 Тепловой баланс 23
2.5 Расчет насоса 25
3. Экономический расчет 26
Заключение 27
Список литературы
На диаграмме наносят точку А с координатами Xw – Уw = 0,03 и точку С с координатами Xp -У p = 0,97, а на кривой равновесия точку В' с абсциссой
XF = 0,3. Из точки С через точку В' проводят прямую до пересечения с ординатой диаграммы. На оси ординат отсекается отрезок, равный
Вmax = 0,42.
Так как
Вmax = Xp /(Rmin + 1)
Rmin = (0,97 – 0,42)/0,42 = 1,395
Минимальное флегмовое число Rmin можно определить по формуле:
Rmin = (Xp - УF*)/( УF* - XF)
Rmin = 0,97 – 0,42/0,42 – 0,3, где УF* = 0,42
Принимаем коэффициент избытка флегмы β = 1,3.
Рабочее флегмовое число:
R = β * Rmin = 1,3 * 1,395 = 1,81
Уравнение рабочей линии верхней части колонны:
У = (1,395/1,395+1) * х + 0,97/1,395+1
У = 0,58х + 0,41
Уравнение рабочей линии нижней части колонны:
У = (1,395+1,817/1,395+1) * х + 0,817*0,095/1,395+1
У = 1,34х + 0,032
Технологический расчет
Определение объемов пара и жидкости, проходящих через колонну.
Сначала определим мольные массы жидкостей и паров, средние мольные и массовые концентрации жидкостей и паров в колонне.
Средний мольный состав жидкости
в верхней части колонны:
Хср.в. = (Xp + XF)/2
Хср.в. = (0,588 + 0,991)/2 = 0,7895
в нижней части колонны:
Хср.н. = (XF + Xw)/2
Хср.н. = (0,588 + 0,095)/2 = 0,3415
Средний массовый состав жидкости
в верхней части колонны:
Хср.в. = (Xp + XF)/2
Хср.в. = (0,97 + 0,3)/2 = 0,635
в нижней части колонны:
Хср.н. = (XF + Xw)/2
Хср.н. = (0,3 + 0,03)/2 = 0,165
Средняя мольная масса жидкости
Мсм = МА * ХА + МВ * (1 – ХВ)
в верхней части колонны:
Мв = 18 * 0,7895 + 60 * 0,635 = 52,31 кг/кмоль
в нижней части колонны:
Мн = 18 * 0,3415 + 60 *0,165 = 16,04 кг/кмоль
Мольная масса
дистиллята:
Мр = 18 * 0,991 + 60 * (1 – 0,991) = 18,37 кг/кмоль
исходной смеси:
МF = 18 * 0,3 + 60 * (1 – 0,3) = 47,4 кг/кмоль
кубового остатка:
Мw = 18 * 0,095 + 60 * (1 – 0,095) = 56,01 кг/кмоль
Средний мольный состав паров
в верхней части колонны:
уср.в. = (ур + уF)/2
уср.в. = (0,991 + 0,36)/2 = 0,68
в нижней части колонны:
уср.н. = (yF + yw)/2
уср.н. = (0,36 + 0,095)/2 = 0,24
Средняя мольная масса паров
в верхней части паров:
Мв = 18 * 0,68 + 60 * (1 – 0,68) = 31,44
в нижней части колонны:
Мн = 18 * 0,24 + 60 * (1 – 0,22) = 51,12
Средняя плотность жидкости:
ρср. = ρнк * Хср. + ρвк * (1 – Хср.)
в верхней части колонны:
ρв. = 958 * 0,635 + 987 * (1 – 0,635) = 608,7 кг/м³
в нижней части колонны:
ρн. = 956 * 0,165 + 977,5 * (1 – 0,165) = 973,9 кг/м³,
где 958 и 987– плотности соответственно воды и уксусной кислоты при
tср. = (100 + 102)/2 = 101°С;
956 и 977,5 – плотности соответственно воды и уксусной кислоты при
tср. = (110 + 97)/2 = 103,5°С.
Средняя плотность пара:
ρср.п. = Мср. * 273 / 22,4 * (273 + tср.)
для верхней части колонны:
ρср.в. = 31,44 * 273 / 22,4 * (273 + 110) = 1,03 кг/м³
для нижней части колонны:
ρср.н. = 51,12 * 273 / 22,4 * (273 + 103,5) = 1,655 кг/м³
ρп.= (1,03+1,655)/2=1,34
Массовый расход жидкости
в верхней части колонны:
Lв. = P * R * Мв /Мр
Lв = 1,0125* 1,395 *52,31 /16,04 = 4,06 кг/с
в нижней части колонны:
Lн. = P * R * Мн/MF + F * Мн / МF
Lн. = 1,0125 *1,395 *51,12 /47,4 + 3 *51,12 /47,4 = 4,76 кг/с
Массовый поток пара
в верхней части колонны:
Gв. = 1,0125 * (1,395 + 1) * 31,44 /47,4 = 1,61 кг/с
в нижней части колонны:
Gн. = 1,0125 * (1,395 + 1) * 51,12 / 47,4 = 2,65 кг/с
Расчет скорости пара и диаметра колонны.
Диаметр колонны определяется по формуле:
Дк. = √4 * Vг. / (πωг.)
Предельно допустимая скорость паров в колонне с ситчатыми тарелками находится по формуле:
ωпред. = 0,05 * √ρж. / ρг.
Для верхней и нижней части колонны предельная скорость пара равна:
ωв.пред. = 0,05 * √954,3/ 1,03 =1,52 м/с
ωн.пред. = 0,05 * √903,5/ 1,655 = 1,17 м/с
В соответствии с рекомендациями рабочую скорость паров в колонне определяем по формуле:
ωр. = 0,85 * ωпред.
Рабочая скорость паров в верхней и нижней части колонны соответственно равна:
ωр.в. = 0,85 * 1,52 = 1,29 м/с
ωр.н. = 0,85 * 1,17 = 0,99 м/с
Ориентировочный диаметр верхней и нижней части колонны:
Дв. = √4 * 1,61 / 3,14 * 1,29 = 1,63м;
Дн. = √4 * 2,65 / 3,14 * 0,99 = 1,83 м.
Тогда
Дср. = (1,63 + 1,83) / 2 = 1,73 м
Принимаем ректификационную колонну с диаметром в верхней и нижней части равным 1800 мм. При этом действительная рабочая скорость пара при средней скорости паров ωср. = (1,29 + 0,99) / 2 = 1,14 м/с будет
ωр. = 1,14 (1,73 / 1,8) = 1,096 м/с
По ОСТ 26-01-108-79 для колонны диаметром 1800см выбираем ситчатую однопоточную тарелку ТС-Р со следующими конструктивными размерами:
диаметр отверстий в тарелке 4 мм;
шаг между отверстиями 8-15 мм;
свободное сечение колонны 2,55 м²;
рабочее сечение тарелки 1,794 м²;
периметр слива Lс 1,04 м;
сечение перелива 0,11 м²;
относительное свободное сечение тарелки 17,7-5,02%;
относительная площадь перелива 4,51%
Расстояние между тарелками для колонных аппаратов диаметром 1200-3600 мм Нt = 500 мм
Скорость пара в рабочем сечении тарелки:
ωг.= ωр. * 0,785*Д²/SТ = 1,096 * 0,785*1,8²/1,794 = 1,55 м/с
Гидравлический расчет
Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d0 = 4 мм; высота сливной перегородки hn = 40 мм.
Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) 8% от общей площади тарелки.
Площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 20% от общей площади тарелки.
Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и в нижней части колонны по уравнению:
Δр = Δрсух. + Δрσ + Δрпж
а) Верхняя часть колонны.
Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:
Δрсух. = ξ * ωо²*ρп /2= 1,82 * 19,4² * 1,03 / 2 = 352,8
Па
где ξ = 1,82 – коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 7-10%;
ωо = 1,55/0,08 = 19,4 м/с – скорость пара в отверстиях тарелки.
Сопротивление, обусловленное шлами поверхностного натяжения:
Δрσ = 4 * σ / d0 = 4 * 18,46 * 10ˉ³ / 0,004 = 18,46 Па
где σ = 39,35* 10ˉ³ Н/м – поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 101°С
d0 = 0,004 м – диаметр отверстий тарелки.
Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:
Δрпж = 1,3 * hпж * ρпж * g
Высота парожидкостного слоя:
hпж = hп + Δh
Величину Δh – высоту слоя над сливной перегородкой рассчитываем по формуле:
Δh = (Vж / 1,85 * П * k)⅔,
где Vж – объемный расход жидкости, м³/с;
П – периметр сливной перегородки, м;
k = ρпж / ρж – отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаемое приближенно равным 0,5.
Объемный расход жидкости в верхней части колонны:
Vж = Р * R * Мср / МД * ρж
Vж = 1,0125 * 1,395 * 33,33 / 16,04 *608,7 = 0,00482м³/с,
где Мср = 0,635 * 18 + 0,365 * 60 = 33,33 – средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль.
Δh = (0,00482 / 1,85 * 1,04 * 0,5)⅔ = 0,0293 м.
Высота парожидкостного слоя на тарелке:
hпж = 0,04 + 0,0293 = 0,0693 м
Сопротивление парожидкостного слоя:
Δрпж = 1,3 * hпж * k * ρж * g = 1,3 * 0,0693 * 0,5 * 608,7 * 9,81 = 268,97 Па
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:
Δр' = 352,8 + 18,46 + 268,97=640,23 Па
б) Нижняя часть колонны.
Δрсух. = 1,82 *19,4 ² *1,655/ 2 = 566,81 Па
Δрσ = 4 * 39,35 * 10ˉ³ / 0,004 = 39,35 Па,
где 39,35 * 10ˉ³ – поверхностное натяжение жидкости при tср. = 103,5°С
Vж = (Р * R / МД + F / МF) * Мср / ρж
Vж = (1,0125 * 1,395 / 16,04 +3 / 47,4) * 33,33 / 973,9 = 0,0022 м³/с
Δh = (0,0022 / 1,85 * 1,04 * 0,5)⅔ = 0,0076 м
hпж = 0,04 + 0,0076 = 0,0476 м
Δрпж = 1,3 * 0,0476 * 0,5 * 973,9 * 9,81 = 295,99 Па
Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:
Δр'' = 566,81 + 39,35 + 295,99 = 902,15 Па
Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 0,5 м необходимое для нормальной работы тарелок условие
h > 3,2 * Δр / ρж * g
Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление Δр больше, чем у тарелок верхней части
3,2 * Δр'' / ρж * g = 3,2 *902,15 / 973,9 * 9,81 = 0,3 м
Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.
Проверим равномерность работы тарелок – рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях ωомин., достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:
ωомин = 0,67 * √ g * ρж * hпж / ξ * ρп
ωомин = 0,67 * √9,81 * 973,9 *0,0476 / 1,82 * 1,03= 10,4 м/с
Рассчитанная скорость ωомин меньше ωо = 19,4 м/с, следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.
Определение числа тарелок и высоты колонны.
Наносим на диаграмму у-х рабочие линии верхней и нижней части колонны и находим число ступеней изменения концентрации nт. В верхней части колонны
n'т ≈ 12, в нижней части n''т ≈ 14, всего 26 ступеней.
Число тарелок рассчитываем по уравнению:
n = nт / η
Для определения среднего к.п.д. тарелок η находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов α = Рб / Рт и коэффициент динамической вязкости исходной смеси μ при средней температуре в колонне, равной 101°С.
При этой температуре давление насыщенного пара воды 867.88 мм.рт.ст, уксусной кислоты 474.15мм рт.ст., откуда α = 867,88 /474,15 = 1,83.
Динамический коэффициент вязкости воды при 101°С равен 0.2838 мПа*с, уксусной кислоты 0.4916 Па*с.
Принимаем динамический коэффициент вязкости исходной смеси
μ = 0,3877 * 10ˉ³ Па*с.
Тогда α * μ = 1,83* 0,3877 * 10ˉ³ = 0,707* 10ˉ³
По графику находим η = 0,52.
d=0,1*3,14*0,92*3/(2*1,04)=0,
Длина пути жидкости на тарелке
l = D – 2 * b = 1,8 – 2 * 0,71 = 0,38 м
По графику находим значение поправки на длину пути Δ = 0,24.
Средний к.п.д. тарелок по уравнению:
ηl = η * (1 + Δ) = 0,52 * (1 + 0,24) = 0,64
Для сравнения рассчитаем средний к.п.д. тарелки ηо по критериальной формуле, полученной путем статистической обработки многочисленных опытных данных для колпачковых и ситчатых тарелок:
ηо = 0,068 * К10,1 * К20,115
В этой формуле безразмерные комплексы:
К1 = Ren/Sсв * Pr'ж * μп / μж = (ω * hп * ρп / Sсв. * μп) * (μж / ρж * Dж) * (μп / μж) =
= ω * hп * ρп / Sсв.* ρж * Dж
К2 = Ren/We * Pr'ж * νп/νж = (σ / hп * σ / νп * ρж * ω²) * (νж * νп / hп * Dж * νж) =
= σ / Dж * ρж * Dж