Расчёт ректификационной колонны, числа теоретических тарелок и других параметров в колонне

ВВЕДЕНИЕ

 

 

Развитие нефтеперерабатывающей  и нефтехимической промышленности на современном этапе характеризуется  значительным расширением ассортимента и повышением качества выпускаемой  продукции, увеличением нефтепереработки и газового конденсата, позволяющих получить гамму нефтепродуктов с учетом потребностей потребителя.

Технологическое и аппаратурное оформление промышленных процессов крайне многообразное. Во многих производственных процессах  требуется разделить исходное сырье  на составляющие компоненты, произвести нагрев, испарение, конденсацию и охлаждение продуктов для разделения различных систем.

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.

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 ее 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 (во времени) 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 (порции) 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, соединение которых в общую схему может  быть различным. Каждая из колонн разделяет  поступающую в нее смесь на два продукта, один из которых - дистиллят, а второй - кубовый остаток. Поэтому при наличии хотя бы трех компонентов в исходной смеси их разделение на три продукта в одной колонне невозможно. В этом случае используют две колонны.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

1. РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ  КОЛОННЫ

 

 

Исходные данные:

Производительность колонны G_F=9200 кг/ч

НКК – вода (Т=100 С);

ВКК – уксусная кислота (Т=118,1 С);

Концентрация НКК, масс. доли:

в сырье - 0,25;

в дистилляте - 0,96;

в кубовом остатке - 0,01;

Тип тарелки – клапанная.

 

 

1.1 Составление материального баланса колонны

 

 

Массовые расходы дистиллята G и кубового остатка G определяются соответственно по уравнениям (1) и (2):

,        (1)

,      (2)

G_D = 9200 ^. ((0,25-0,01)/(0,96-0,01))=2324,2 кг/ч;

    G_W = 9200 ^. ((0,96-0,25)/(0,96-0,01))=6875,8 кг/ч.

 

 

Проверка:

G_F = G_D +G_W;

9200=2324,2+6875,8.

 

После определения массового дистиллята G_D и кубовой жидкости G_W находится массовый расход каждого компонента в дистилляте G и кубовом продукте G_iW, мольный расход компонентов в продуктах разделения смеси N и N_iW, а также мольный состав получаемых дистиллята x_iD и остаткаx x_iW. Массовые расходы воды и уксусной кислоты в сырье, дистилляте и кубовом продукте определяются соответственно по формулам (3) – (5):

;      (3)

;                   (4)

.        (5)

Подставляя значения в эти выражения, получим:

G_нккF = 9200 0,25=2300 кг/ч;

G_нккD = 2324,2^. 0,96=2231,2 кг/ч;

G_нккW = 6875,8^. 0,01=68,8 кг/ч;

G_вккF = 9200 ^. 0,75 =6900 кг/ч;

G_вккD =2324,2 ^. 0,04 =93 кг/ч;

G_вккW = 6875,8 ^. 0,99 =6807 кг/ч.

 

Проверка:

2300 =2231,2+68,8;

6900 =93+6807.

 

Мольные расходы воды и уксусной кислоты в сырье, дистилляте и кубовом продукте рассчитываются по формулам (6) – (8):

;                   (6)

;               (7)

              (8)

Подставим значения в выражения:

    

Проверка:

127,8=124+3,8;

115=1,55+113,45.

 

Мольные доли воды и уксусной кислоты в сырье, дистилляте и кубовой жидкости определяются по формулам (9) – (11):

х = ;                 (9)

х = ;              (10)

 ;                       (11)

    

 

 

Проверка:

0,53+0,47=1;

0,99+0,01=1;

0,03+0,97=1.

 

Данные материального  баланса представлены в таблице 1 приложения А.

 

1.2 Определение  давления в колонне

 

 

В данном курсовом проекте  в верхнем продукте содержится 99% (мольных) воды, поэтому температура кипения такой смеси будет незначительно отличаться от температуры кипения чистой воды, которая при атмосферном давлении составляет 100 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 – уксусной кислоты, так как ее содержание в кубовом продукте составляет 97% (мольных). Следовательно, температура кипения кубового продукта составит 118,1 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=7, в нижней части колонны m=7; гидравлическое сопротивление тарелок в верхней части =272 Па, в нижней части - DР_н=404 Па. Тогда давление в зоне питания и нижней части колонны в соответствии с формулами (12) и (13)составит:

             (12)

         

             (13)

= 112+7^.   0,272=113,9 кПа;

= 113,9+7^. 0,404=116,7 кПа.

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

 

 

Для системы вода – уксусная кислота равновесные зависимости для давления π = 101 кПа (близкого к давлению в зоне питания) приведены в работах [11, 25].

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

t, °C	x	y
118,1	0	0
115,4	5	9,2
113,8	10	16,7
110,1	20	30,2
107,5	30	42,5
105,8	40	53
104,4	50	62,6
103,2	60	71,6
102,1	70	79,5
101,3	80	86,4
100,6	90	93
100	100	100

Рисунок 1 - Диаграмма  фазового равновесия в координатах у-х

Рисунок 2 - Изобарные температурные  кривые кипения и конденсации смеси вода-уксусная кислота

 

 

 

 

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).

Так как сырье поступает в колонну при температуре кипения (е=0), для нахождения температуры t_F достаточно с абсциссой х_F=0,53, соответствующей мольной доле низкокипящего компонента в сырье, восстановить перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой кипения.

Температура в зоне питания  составляет t_F = 104,5 ⁰C. Аналогично определяется температура в кубе колонны t_W =116,2 ⁰C. Для определения температуры паров на верху колонны t_D из точки с абсциссой х_D, соответствующей мольной доле низкокипящего компонента в дистилляте, восстанавливается перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой конденсации. Температура на верху колонны составляет t_D =100,1 ⁰C (2).

 

 

1.4 Определение  числа теоретических тарелок

 

 

Для бинарных смесей минимальное  флегмовое число определяется зависимостью:

          (14)

Определение величины ^y*_F=0,65 показано на рисунке 1. Для определения процесса ректификации необходимо, чтобы флегмовое число R было больше минимального R . В противном случае содержание низкокипящего компонента в дистилляте х_D будет меньше определенного.

Минимальное флегмовое  число R рассчитывается по уравнению (14):

В простейших случаях  значение флегмового числа определяется из соотношения:

,      (15)

где β - коэффициент избытка флегмы.

Ориентировочно оптимальное флегмовое число можно определить как минимум функции ƒ(R) (рисунок 3). Функция ƒ(R) определяется соотношением:

 

,     (16)

где n_Т- число теоретических тарелок в колонне.

Для определения оптимального флегмового числа R находится минимум функции ƒ(R) в соответствии с уравнением (16).

Расчет оптимального флегмового числа показан в таблице 2.

 

Таблица 2 - Расчет оптимального флегмового числа

	R	n	n (R+1)
1,25	3,5	12	54
1,6	4,48	8,2	44,9
2,5	7,0	7,8	62,4
3,0	8,4	7,0	65,8
5,0	14	6,8	102

 

Рисунок 3 - Определение значения оптимального флегмового числа

 

По данным рисунка 3 находится значение оптимального флегмового числа R =4,48.

На рисунке 4 оказано определение числа теоретических тарелок для оптимального флегмового числа.

Рисунок 4 - Определение числа теоретических тарелок в колонне

 

 

Уравнение рабочей линии верхней  части колонны АД для R имеет вид:

 

;      (17)

Уравнение рабочей линии  нижней части колонны СД имеет вид:

  

;       (18)

 

;

  

,

где  - относительный (на 1 кмоль дистиллята) мольный расход сырья, x_w - мольная концентрация низкокипящего компонента в кубовой жидкости.

 Число теоретических тарелок в верхней части колонны n_В=3. В нижней части колонны с учетом того, что роль одной тарелки выполняет кипятильник, число теоретических тарелок m_Н=3.

 

 

1.5 Определение расхода пара и флегмы в колонне

 

Сырье поступает в колонну с долей отгона е=0, поэтому:

 кг/ч.        (19)

Массовый расход пара в верхней части колонны:

                            (20)

Так как все сырье  поступает в жидкой фазе, то:

    

     (21)

Массовый расход флегмы , поступающей в зону питания:

                (22)

Массовый расход флегмы , поступающей в нижнюю часть колонны:

             (23)

Массовая концентрация низкокипящего компонента во флегме , поступающей на последнюю тарелку нижней части колонны (счет тарелок в нижней части колонны идет снизу вверх), определяется соотношением:

 

,     (24)

где - концентрация ацетона в жидком потоке сырья по условию.

Ориентировочно можно  принять, что:

 

Массовая концентрация низкокипящего компонента в паровом потоке, поднимающемся с последней тарелки нижней части колонны в зону питания:

    (25)

Массовая концентрация низкокипящего компонента в паровом потоке, покидающем зону питания: