Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол

метки: Бензол, Толуол, Тарелка, Диаметр, Ректификационный, Ректификация, Верхний, Фактический

изобарный бинарный ректификационный орошение

Ректификация

Хотя в промышленной практике сравнительно редко встречаются случаи разделения двухкомпонентных систем, теория ректификации бинарных смесей имеет большое познавательное значение, ибо позволяет со всей отчетливостью выявить приемы и методы исследования процесса, происходящего в ректификационном аппарате, и представить результаты такого изучения на весьма наглядных расчетных диаграммах. Используя графические приемы, удается наиболее просто представить принципы расчета различных режимов работы колонны, носящие общий характер и равно приложимые и к более трудным случаям, когда разделению подвергается уже не бинарная, а значительно более сложная многокомпонентная система.

Взаимодействие фаз при ректификации представляет собой диффузию низкокипящего компонента из жидкости в пар и высококипящего компонента из пара в жидкость, обусловленную разностью концентраций компонентов в массообменивающихся потоках паров и жидкости. Основным условием эффективного обмена веществом между фазами является их как можно более интенсивный контакт.

ступенчатый

В насадочной колонне происходит типичный противоточный дифференциальный процесс — потоки флегмы и паров находятся в постоянном взаимодействии на поверхности насадки, перенос вещества между фазами идет непрерывно. Механизм работы насадочной колонны не состоит из отдельных самостоятельных ступеней, а представляет собой непрерывное изменение концентраций жидких и паровых потоков вдоль всей поверхности контакта фаз. Именно этой непрерывностью изменения составов и отличается насадочная колонна, осуществляющая истинный противоток паров и жидкости, от тарельчатой колонны, в которой составы фаз меняются скачком от одной ее тарелки к другой.

ступенью контакта.

идеальной контактной ступени

Степень приближения контактирующих фаз к равновесию, реализуемая в практической ступени, условно определяется как ее эффективность или коэффициент полезного действия.

На тарелках ректификационной колонны, могущих иметь самую различную конструкцию, осуществляется интенсивное взаимодействие между восходящим паровым и нисходящим жидким потоками. В предельном случае работы тарелки энергообмен между соприкасающимися парами и жидкостью приводит к выравниванию их температур, в результате обмена веществом устанавливаются равновесные значения составов фаз, и процесс их взаимодействия прекращается, так как парожидкая система приходит в равновесное состояние. Пары и жидкость отделяются друг от друга, и процесс продолжается вследствие нового контактирования этих фаз уже на следующей ступени с другими жидкими и паровыми потоками.

Проектирование строительных процессов при производстве работ нулевого цикла

... площадке работ по геодезическому обеспечению; корчёвке пней или разборке зданий и т.д., состав непосредственно нулевого цикла здания (за исключением подземных коммуникаций и дорог) входят следующие простые процессы: ... низу принимаем по наружному контуру фундаментов здания с учетом необходимой зоны для производства работ: а = 55,2 м, b = 16,2 м. Размеры котлована по верху рассчитываются с ...

гипотеза теоретической тарелки (ступени).

Гипотеза теоретической тарелки не воспроизводит в точности действительной картины явления, протекающего в контактной ступени, ибо основана на статическом представлении процесса. Тем не менее эта концепция позволяет осуществить анализ и расчет процесса разделения исходной смеси в ректификационной колонне и получить достаточно близкую к действительности картину реального процесса, несмотря на наше неумение вполне компетентно и всесторонне исследовать сложные явления массопередачи, происходящие на практической ступени контакта. Другим обоснованием целесообразности разработки термодинамической теории ректификации является установившийся, по-видимому, окончательно взгляд, согласно которому ис следование и определение эффективности практических ступеней разделения оказывается, как правило, задачей менее трудной, чем непосредственное изучение диффузионной картины процесса ректификации в реальной колонне. Таким образом, термодинамическая теория ректификации является пока первой ступенью общей теории ректификации

В процессе ректификации обогатительный эффект отдельно взятых контактных ступеней, недостаточный для получения желательной чистоты продуктов, увеличивается благодаря объединению группы ступеней, представляющие единый каскад — ректификационную колонну, в которой и обеспечиваются условия для достижения требуемой глубины разделения.

Цель расчета ректификационной колонны состоит в том, чтобы па основе анализа ее рабочего режима и процессов, происходящих на контактных ступенях, установить для каждой из них степень обогащения фаз и тем самым получить возможность судить о необходимом для назначенного разделения числе тарелок и о составах, количествах, температурах и давлениях потоков паров и флегмы по. всей высоте колонны при установившемся режиме ее работы.

1. Построение изобарных температурных кривых

i , поэтому воспользуемся эмпирическим уравнением Антуана:

i = Ai — Bi / (Ci+ t),(1)

где Аi, Вi, Сi — эмпирические величины, постоянные для каждого компонента.

КомпонентAiBiCi

Для определения температур кипения бензола (низкокипящего компонента) t КБ и толуола (высококипящего компонента) tКТ, т.е. крайних точек изобарных температурных кривых, при заданном рабочем давлении уравнение Антуана нам надо решить относительно температуры t. Для этого вместо давления насыщенных паров компонента Рi в уравнение подставим давление в середине колонны ?, т.е.

t = B i / (Ai — lg ?) — Ci,(2)КБ = BБ / (AБ — lg ?) — CБ = 1214 / (4,031 — lg 1,47) — 221,205= 93,15°С;КТ = BТ / (AТ — lg ?) — CТ = 1345 / (4,074 — lg 1,47) — 219,516= 124,765°С.

Технология процесса сварки колонны

... должна производиться по следующим признакам: технологичность процесса сборки и сварки, включая удобство и безопасность работы; производительность процесса; качество сборки и сварки; экономичность. Для выполнения заданных условий необходимо ... операций: сборка на стенде верхних и нижних поясов колонны с помощью РДС или механизированным способом; сбору и сварку стенки балки теми же способами; сборку Н ...

Далее в пределах рассчитанных температур кипения компонентов зададимся 8 температурами:

t =(t КТ — tКБ) / 7= (124,765 — 93,15) / 7=4,516°С;

1 =93,15

2 = 97,67°С

3 = 102,18°С

4 = 106,69°С

5 = 111,22°С

6 = 115,73°С

7 = 120,25°С

8=124,765°С

Б и РТ найдем по уравнению (1):

1 = 93,15°C

Б1 = 10(4,03129 — 1214,65 / (221,205 + 93,15)) = 1,470 ата;

Т1 = 10(4,07427 — 1345,09 / (219,516 + 93,15)) = 0,592 ата.

2 = 97,67°C

Б2 = 10(4,03129 — 1214,65 / (221,205 + 97,67)) = 1,668 ата;

Т2 = 10(4,07427 — 1345,09 / (219,516 + 97,67)) = 0,682 ата.

3 = 102,18°C

Б3 = 10(4,03129 — 1214,65 / (221,205 + 102,18)) = 1,885 ата;

Т3 = 10(4,07427 — 1345,09 / (219,516 + 102,18)) = 0,782 ата.

4 = 106,69°C

Б4 = 10(4,03129 — 1214,65 / (221,205 + 106,69)) = 2,123 ата;

Т4 = 10(4,07427 — 1345,09 / (219,516 + 106,69)) = 0,893 ата.

5 = 111,22°C

Б5 = 10(4,03129 — 1214,65 / (221,205 + 111,22)) = 2,384 ата;

Т5 = 10(4,07427 — 1345,09 / (219,516 + 111,22)) = 1,017 ата.

6 = 115,73°C

Б6 = 10(4,03129 — 1214,65 / (221,205 + 115,73)) = 2,668 ата;

Т6 = 10(4,07427 — 1345,09 / (219,516 + 115,73)) = 1,153 ата.

7 = 120,25°C

Б7 =10(4,03129 — 1214,65 / (221,205 + 120,25)) = 2,979 ата;

Т7 =10(4,07427 — 1345,09 / (219,516 + 120,25)) = 1,304 ата.

«Химически опасные вещества»

... часов.[4] Заражение местности зависит от стойкости химических веществ, которая определяется температурой кипения вещества. Нестойкие имеют температуру кипения ниже 130°С, стойкие – выше 130°С. ... анилин, фосфорно-органические; стойкие медленнодействующие - диоксин, тетраэтилсвинец.[2] 1.1. Токсичность химически опасных веществ и характер их воздействия на организм По характеру воздействия на ...

8 = 124,765°C

Б8 =10(4,03129 — 1214,65 / (221,205 + 124,765)) = 3,315 ата;

Т8 =10(4,07427 — 1345,09 / (219,516 + 124,765)) = 1,469 ата.

Определим мольные доли бензола в кипящей жидкой фазе

? — РТ)/(РБ — РТ),(3)

в равновесной паровой фазе

Б

• x’ = РБ / ?
• x’,(4)

Б — константа фазового равновесия бензола.

1 = 93,15°С

1 = (1,47 — 0,592)/(1,47 — 0,592) = 1;

1 = 1,47/1,47*1=1.

2 = 97,67°С

2 = (1,47 — 0,682)/(1,668 — 0,682) = 0,809;

2 = 1,668/1,47*0,809 = 0,912.

3 = 102,18°С

3 = (1,47 — 0,782)/(1,885 — 0,782) = 0,633

3 = 1,885/1,47*0,633 = 0,806.

4 = 106,69°С

2 = (1,47 — 0,893)/(2,123 — 0,893) = 0,477;

2 = 2,123/1,47*0,477 = 0,685.

5 = 111,22°С

2 = (1,47 — 1,017)/(2,384 — 1,017) = 0,339;

2 = 2,384/1,47*0,339 = 0,0,546.

6 = 115,73°С

2 = (1,47 — 1,153)/(2,669 — 1,153) = 0,215;

2 = 2,669/1,47*0,215 = 0,388.

7 = 120,25°С

2 = (1,47 — 1,304)/(2,978 — 1,304) = 0,105;

2 = 2,978/1,47*0,105 = 0,211.

8 = 124,765°С

2 = (1,47 — 1,469)/(3,315 — 1,469) = 0,0;

2 = 3,315/1,47*0,105 = 0,0.

Для построения кривой равновесия фаз и изобарных температурных кривых составим таблицу полученных данных:

Температура, °СбензолтолуолP Б, атаx’y’PТ, ата1-x’1-y’t1 = tКБ = 93,151,47110,59100t2 = 97,671,6680,8090,9120,6820,1910,087t3 = 102,181,8850,6330,8060,7820,3660,193t4 = 106,692,1220,4770,6850,8930,5220,315t5 = 111,222,3840,3380,5451,0170,6610,454t6 = 115,732,6680,2150,3891,1530,7850,611t7 = 120,252,9780,1050,2111,3040,8950,789t8 = tКТ = 124,7653,315001,4711

Урок » Испарение и конденсация»

... опыт, который демонстрирует одну из особенностей протекания процесса испарения. Исследование изменения температуры жидкости при испарении. Оборудование Рекомендации. Ребята, как это можно объяснить? - ... познания; развивать познавательный интерес уч-ся через межпредметные связи курсов физики, географии, биологии, русского языка и литературы. Личностные формировать материалистическое мировоззрение ...

? 204 вещества:

i = [(0,403 + 0,000405·t)

• t
• (?204) -1/2]
• M, ккал / кмоль(5)i = [(50,2 + 0,109·t + 0,00014·t2)
• (4 — ?204) — 73,8]
• M, ккал / кмоль(6)

i и Hi — энтальпии вещества в жидком состоянии и газообразном состоянии,

M — молярная масса вещества, кг/кмоль.

КомпонентM, кг/кмоль?204

Найдем энтальпии бензола h Б, HБ и толуола hТ, HТ при различных температурах по уравнениям (5) и (6):

При температуре t 1 =93,15°CБ1 = [(0,403 + 0,000405·93,15)

• 93,15
• (0,879) -1/2]
• 78,11 = 3415,48 ккал / кмоль;Б1 = [(50,2 + 0,109·93,15 + 0,00014·93,152)
• (4 — 0,8790) — 73,8]
• 78,11 = 9231,62 ккал / кмоль;Т1 = [(0,403 + 0,000405·93,15)
• 93,15
• (0,8669) -1/2]
• 92,14 = 4056,53 ккал / кмоль;Т1 = [(50,2 + 0,109·93,15 + 0,00014·93,152)
• (4 — 0,8669) — 73,8]
• 92,14 = 10957,11 ккал / кмоль.

При температуре t 2 =97,67°CБ2 = [(0,403 + 0,000405·97,67)

• 97,67
• (0,879) -1/2]
• 78,11 = 3596,08 ккал / кмоль;Б2 = [(50,2 + 0,109·97,67 + 0,00014·97,672)
• (4 — 0,8790) — 73,8]
• 78,11= 9380,95 ккал / кмоль;Т2 = [(0,403 + 0,000405·97,67)
• 97,67
• (0,8669) -1/2]
• 92,14 = 4271,035 ккал / кмоль;Т2 = [(50,2 + 0,109·97,67 + 0,00014·97,672)
• (4 — 0,8669) — 73,8]
• 92,14 = 11133,93 ккал / кмоль.

При температуре t 3 = 102,18°CБ3 = [(0,403 + 0,000405·102,18)

• 102,18
• (0,8790) -1/2]
• 78,11 = 3777,665 ккал / кмоль;Б3 = [(50,2 + 0,109·102,18 + 0,00014·102,182)
• (4 — 0,8790) — 73,8]
• 78,11 = 95,31,34 ккал / кмольТ3 = [(0,403 + 0,000405·102,18)
• 102,18
• (0,8669) -1/2]
• 92,14 = 4486,6958 ккал / кмоль;Т3 = [(50,2 + 0,109·102,18 + 0,00014·102,182)
• (4 — 0,8669) — 73,8]
• 92,14 = 11312 ккал / кмоль.

При температуре t 4 =106,69°CБ4 = [(0,403 + 0,000405·106,69)

Бензол как растворитель

... поверхности растворов в шприц и перенести в емкость с бензолом. Пробирки оставить под вытяжкой открытыми до полного испарения бензола. Раствор KMnO 4 и бромную воду использовать повторно. ... Опыт 3. Нитрование бензола Оборудование и реактивы: Пробирка Вюрца, стеклянные и ...

• 106,69
• (0,8790) -1/2]
• 78,11 = 3960,615 ккал / кмоль;Б4 = [(50,2 + 0,109·106,69 + 0,00014·106,692)
• (4 — 0,8790) — 73,8]
• 78,11 = 9683,119 ккал / кмоль;Т4 = [(0,403 + 0,000405·106,69)
• 106,69
• (0,8669) -1/2]
• 92,14 = 4703,984 ккал / кмоль;Т4 = [(50,2 + 0,109·106,69 + 0,00014·106,692)
• (4 — 0,8669) — 73,8]
• 92,14 = 11491,72 ккал / кмоль.

При температуре t 5 =111,22°CБ5 = [(0,403 + 0,000405·111,22)

• 111,22
• (0,8790) -1/2]
• 78,11 = 4145,757 ккал / кмоль;Б5 = [(50,2 + 0,109·111,22 + 0,00014·111,222)
• (4 — 0,8790) — 73,8]
• 78,11 = 9836,964 ккал / кмоль;Т5 = [(0,403 + 0,000405·111,22)
• 111,22
• (0,8669) -1/2]
• 92,14 = 4923,87 ккал / кмоль;Т5 = [(50,2 + 0,109·111,22 + 0,00014·111,222)
• (4 — 0,8669) — 73,8]
• 92,14 = 11673,88 ккал / кмоль.

При температуре t 6 =115,73°CБ6 = [(0,403 + 0,000405·115,73)

• 115,73
• (0,8790) -1/2]
• 78,11 = 4331,455 ккал / кмоль;Б6 = [(50,2 + 0,109·115,73 + 0,00014·115,732)
• (4 — 0,8790) — 73,8]
• 78,11 = = 9991,519 ккал / кмоль;Т6 = [(0,403 + 0,000405·115,73)
• 115,73
• (0,8669) -1/2]
• 92,14 = 5144,426 ккал / кмоль;Т6 = [(50,2 + 0,109·115,73 + 0,00014·115,732)
• (4 — 0,8669) — 73,8]
• 92,14 = 11856,88 ккал / кмоль.

При температуре t 7 =120,25°CБ7 = [(0,403 + 0,000405·120,25)

• 120,25
• (0,8790) -1/2]
• 78,11 = 4518,94 ккал / кмоль;Б7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,252)
• (4 — 0,8790) — 73,8]
• 78,11 = 10147,81 ккал / кмоль;Т7 = [(0,403 + 0,000405·120,25)
• 1220,25
• (0,8669) -1/2]
• 92,14 = 5367,1 ккал / кмоль;Т7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,252)
• (4 — 0,8669) — 73,8]
• 92,14 = 12047,94 ккал / кмоль.

При температуре t 8 =124,765°CБ7 = [(0,403 + 0,000405·124,765)

• 124,765
• (0,8790) -1/2]
• 78,11 = 4707,592 ккал / кмоль;Б7 = [(50,2 + 0,109·124,765 + 0,00014·124,7652)
• (4 — 0,8790) — 73,8]
• 78,11 = 10305,31 ккал / кмоль;Т7 = [(0,403 + 0,000405·124,765)
• 124,765
• (0,8669) -1/2]
• 92,14 = 5591,16 ккал / кмоль;Т7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,252)
• (4 — 0,8669) — 73,8]
• 92,14 = 12228,43 ккал / кмоль.

Пренебрегая теплотой растворения, рассчитаем энтальпии жидкой и паровой фаз, имеющих равновесные составы (точнее, содержания бензола) x’ и y’ при заданной температуре t, по следующим уравнениям аддитивности:

Расчет ректификационной колонны

... Мв =18, М э =46. 1.2 Определение минимального флегмового числа Для определения минимального флегмового числа строим кривую равновесия, предварительно выполнив расчет равновесного состава жидкости и пара смеси этанол ... 3 /с, Определяем максимальную объёмную скорость жидкости: 1) в верхней части колонны на верхней тарелке , (1.21) где L в - средний массовый расход по жидкости для ...

для жидкой фазы

Б

• x’ + hТ
• (1 — x’),(7)

для насыщенных паров

Б

• y’ + HТ
• (1 — y’),(8)

Имея все необходимые данные, проведем расчет с помощью электронных таблиц Excel.

tX ‘Y’h БhТHБHТhH93,151,0112761,004513415,4784056,5299231,6210957,113408,24949223,83897,670,8096440,9123253596,0854271,0359380,95211133,933724,56589534,646102,180,6331050,8062223777,6654486,6959531,342113124037,80459876,395106,690,4773420,6846533960,6154703,9849683,11911491,724349,142610253,45111,220,3386050,5455264145,7574923,8759836,96411673,884660,399610671,79115,730,2154840,3885484331,4555144,4269991,51911856,884969,244111132,1120,250,1049050,2111294518,945367,110147,8112041,945278,123611642,03124,7650,0054230,0121464707,5925591,1610305,3112228,435586,368512205,08

Построим энтальпийную диаграмму, используя составленную таблицу рассчитанных данных.

2. Расчет однократного испарения

Рисунок 6 — Схема процесса однократного испарения (ОИ)

Материальный баланс процесса ОИ представим следующим образом

для всей системы

F + gF,(13)

для низкокипящего компонента

F

• x’ F = GF
• y*F + gF
• x*F,(14)

где G F и gF — массовые расходы соответственно образовавшихся паров и жидкого остатка в кг/ч;

x *F и y*F — мольные доли бензола в равновесных жидкой и паровой фазах, полученных в результате однократного испарения сырья на входе в колонну.

Совместное решение приведенных уравнений даст нам выражение:

F = e’

• y*F + (1 — e’)
• x*F,(15)

F / F’ — мольная доля отгона.

Процесс однократного испарения проанализируем при помощи кривой равновесия фаз, изобарных температурных кривых и энтальпийной диаграммы. Уравнение (15) представляет собой уравнение прямой:

Расчет ректификационной колонны (2)

... ректификационной колонны. 2. при конденсации пара в дефлегматоре изменения его состава не происходит, то есть состав пара, выходящего из верхней части колонны, равен составу получаемого дистиллята ... повышают ресурсы работы и ... в том числе около ... дистиллята, а другой практически чистый компонент удаляется в виде кубового остатка. При описании и расчетах процессов, осуществляемых в ректификационных ...

если y *F = 0, то x*F = x’F / (1 — e’) = 0,47 / (1 — 0,5) = 0,94;

* F = x’F, то y*F = x’F = 0,47.

По кривой равновесия фаз и изобарным температурным кривым мы рассчитали составы равновесных фаз сырья x *F = 0,36 и y*F = 0,58, а также температуру сырья на входе в колонну tF = 110,2°C.

e’ = (x’ F — x*F) / (y*F — x*F) = (hF — hg) / (HG — hg),(16)

где из диаграммы — h F = 7425 ккал / кмоль, hg = 4575 ккал / кмоль, HG = 10500 ккал / кмоль.

e’=(0,47-0,36)/(0,58-0,36)=0,5

Уравнение (16) представляет собой уравнение прямой в отрезках. Если на энтальпийной диаграмме ноду сырья продолжим в обе стороны до значений x’ W и y’D на оси абсцисс, то в результате мы можем определить минимальный теплоподвод QBmin и минимальный теплоотвод QDmin, соответствующие режиму минимального орошения. Для этого на энтальпийной диаграмме найдем минимальные удельные теплоподвод (QB/W)min и теплоотвод (QD/D)min:

(Q B/W)min = 9675 ккал / кмоль; (QD/D)min = 11887,5 ккал / кмоль;

= (Q B/W)min·W’ = 135,974·9675 = 1315548,45 ккал/ч;

Dmin = (QD/D)min·D’ = 11887,5·115,72 = 1375621,5 ккал/ч

Материальный баланс для ректификационной колонны

Рисунок 5 — Схема полной ректификационной колонны

Материальный баланс для ректификационной колонны можно выразить следующим образом:

для всей системы

F = D + W, (9)

для низкокипящего компонента (бензола)

F = D’

• y’D + W’
• x’W,(10)

где F и F’ — производительность колонны соответственно в кг/ч и кмоль/ч,

D и D’ — массовые расходы дистиллята соответственно в кг/ч и кмоль/ч,

Проектирование ректификационной колонны непрерывного действия ...

... проходит через слой жидкости на поверхности тарелок. В данной работе приведен расчет тарельчатой ректификационной колонны для разделения бинарной смеси метиловый спирт (CH3OH) - вода (H2O). Ректификация широко применяется в ... = 0.66 Рабочее число флегмы определяем по уравнению: R = 1,3*Rmin + 0.3 (1.8) R= 1,3*0.66 + 0.3 = 1.16 Уравнения рабочих линий: а) верхней (укрепляющей) части колонны yв = ( ...

W и W’ — массовые расходы остатка в кг/ч и кмоль/ч.

F, дистиллята MD и остатка MW по правилу аддитивности:

M F = MБ

• x’F + MТ
• (1 — x’F) = 78,11
• 0,47 + 92,14
• (1 — 0,47) = 85,42 кг/кмоль;

M D = MБ

• y’D + MТ
• (1 — y’D) = 78,11
• 0,987 + 92,14
• (1 — 0,987) = 78,182 кг/кмоль;

M W = MБ

• x’W + MТ
• (1 — x’W) = 78,11
• 0,03 + 92,14
• (1 — 0,03) = = 91,58 кг/кмоль.

Рассчитаем производительность ректификационной колонны в кмоль/ч:

F = 21500 / 85,42 = 251,697 кмоль/ч.

Б, FБ и толуола F’Т, FТ в сырье:

Б = F’

• x’F = 251,697
• 0,47 = 118,291 кмоль/ч;

Б = F’Б

• MБ = 118,291
• 78,11 = 9227,166 кг/ч;

Т = F’

• (1 — x’F) = 251,697
• (1 — 0,47) = 133,399 кмоль/ч;

Т = F’Т

• MТ = 133,399
• 92,14 = 12272,146 кг/ч.

Для нахождения массовых расходов дистиллята D и остатка W воспользуемся правилом рычага, т.е. отношение массовых расходов двух любых продуктов прямо пропорционально отношению их неприлегающих отрезков:

F — x’W) / (y’D — x’W),(11)

D — x’F) / (y’D — x’W),(12)

Рассчитаем массовый расход дистиллята D’ по уравнению (11):

D’ = 251,697

• (0,47 — 0,03) / (0,987 — 0,03) = 115,72 кмоль/ч.

Б, D’Т, DБ, DТ:

D = 115,72

• 78,478 = 9047,22 кг/ч;

Б = D’

• y’D = 115,72
• 0,987 = 114,215 кмоль/ч;

Т = D’

• (1 — y’D) = 115,72
• (1 — 0,987) = 1,504 кмоль/ч;

Б = D’Б

• MБ = 114,215
• 78,11 = 8908,77 кг/ч;

Т = D’Т

• MТ = 1,504
• 92,14 = 138,368 кг/ч.

Б, W’Т, WБ, WТ:

по уравнению (12):

W’ = 251,697

• (0,987 — 0,47) / (0,987 — 0,03) = 135,974 кмоль/ч;

W = 135,974

• 91,58 = 12452,498 кг/ч;

Б = W’

• x’W = 135,974
• 0,03 = 4,079 кмоль/ч;

Т = W’

• (1 — x’W) = 135,974
• (1 — 0,03) = 131,895 кмоль/ч;

Б = W’Б

• MБ = 4,079
• 78,11 = 318,162 кг/ч;

Т = W’Т

• MТ =131,895
• 92,14 = 12134,34 кг/ч.

Составим материальный баланс в виде таблицы:

Компонентсырье (F)дистиллят (D)остаток (W)

3. Тепловой баланс колонны

изобарный бинарный ректификационный орошение

Без учета теплопотерь в окружающую среду все подведенное в колонну тепло: с сырьем (F·h F) и в низ колонны через кипятильник (QB) отводится из колонны парами дистиллята (D·HD), жидким остатком (W·hW) и через конденсатор на верху колонны (QD).

F + QB = D

• HD + W
• hW + QD,(17)

B/W)min, можем определить величину (QB/W):

B/W) = n’·(QB/W)min,(18)

где n’ — коэффициент избытка теплоподвода.

B/W) = 1,29·9675 = 12480,75 ккал / кмоль.

Отсюда можем найти Q B:

B = (QB/W)

• W’ = 12480,75·135,974 = 1697057,5 ккал/ч.

D/D):

D/D) = 15334,875 ккал / кмоль.

Отсюда можем рассчитать Q D:

D = (QD/D)

• D’ = 15334,875·115,72 = 1774551,735 ккал/ч.

Из энтальпийной диаграммы определим энтальпию дистиллята и остатка H D = 9262,5 ккал/ч и hW = 5475 ккал/ч. Проверим сходимость теплового баланса по формуле (17):

F + QB = D

• HD + W
• hW + QD;

251,697·7425 + 1697057,5 = 115,72·9262,5 + 135,974·5475 + 1774551,735;

,725 = 3590865,885.

Расчет продолжаем, так как относительная погрешность сходимости теплового баланса составляет 0,69%.

4. Расчет режима полного орошения

min и флегмовое число R ? ?.

С помощью кривой равновесия фаз минимальное число тарелок N min определяем путем построения ступенчатых линий между кривой равновесии фаз и диагональю. Построение начинаем с точки, характеризующей состав дистиллята, и завершаем у точки, характеризующей состав остатка.

min по кривой равновесия фаз равно 9.

Минимальное число теоретических тарелок в колонне можем также рассчитать аналитически по уравнению Фенске — Андервуда:

N min = lg (y’D / (1-y’D)

• (1-x’W) / x’W) / lg ?ср,(28)

? ср — среднегеометрическое значение относительной летучести:

ср = (?В

• ?Н)1/2,(29)

Относительная летучесть представляет собой отношение давлений насыщенных паров бензола и толуола:

= PБ / PT,(30)

?В и внизу ?Н колонны:

В = 94°С

БВ = 1,4925 ата; PТВ = 0,6 ата;

В = PБВ / PTВ = 1,4325 / 0,6 = 2,4875.

Н = 123,2°С

БН = 3,195 ата; PТН = 1,41 ата;

Н = PБн / PTН = 3,195 / 1,41 = 2,2659.

По уравнению (29): ?ср = (?В

• ?Н)1/2 = (2,2659·2,4875)1/2 = 2,3744.

Отсюда находим минимальное число тарелок по формуле (28):

min = lg (0,987 / (1-0,987)

• (1-0,03) / 0,03) / lg 2,3744 = 9,028 ? 9

5. Расчет числа теоретических тарелок по кривой равновесия фаз

Уравнение (23) мы можем также записать в следующем виде:

y’ n = Rn-1 / (Rn-1 + 1)

• x’n-1 + y’D / (Rn-1 +1),(27)

Уравнение (27) представляет собой уравнение рабочей линии для кривой равновесия фаз. При R = const рабочая линия будет прямой. Рабочая линия на кривой равновесия характеризует взаимосвязь между составами встречных неравновесных потоков пара и жидкости в верхней части колонны.

Проведем рабочую линию для режима минимального орошения через точки F и D, которая отсекает на ординате отрезок, равный отношению:

D / (Rmin + 1) = 0,35,

где R min — минимальное флегмовое число. Rmin = 0,987/ 0,35 — 1 = 1,82. Режим минимального орошения — работа ректификационной колонны, когда флегмовое число R = Rmin и число тарелок N ? ?.

Так как нам известен коэффициент избытка орошения (он примерно равен коэффициенту избытка тепла, отводимого орошения), то можем определить рабочее флегмовое число:

раб = n’

• Rmin = 1,29
• 1,82 = 2,3478.

Далее находим ординату точки B при x’ = 0, соответствующую отношению:

D / (Rраб + 1) = 0,987 / (2,3478 +1) = 0,295.

Теперь через точки D и B проводим прямую, которая является рабочей линией концентрационной части колонны для режима рабочего орошения и пересекает линию сырья. Через точку пересечения и точку W проводим прямую — рабочую линию отгонной части для режима рабочего орошения.

Расчет числа теоретических тарелок в концентрационной и отгонной частях проводим, строя ступенчатую линию между кривой равновесия и соответствующими рабочими линиями. Переход от одной части колонны к другой осуществляем при помощи рабочей линии зоны питания a — b.

теор. по кривой равновесия фаз равно 17.

Можно проводить расчет, используя паровое число.

min+x’w)/ (Пmin+1)=0,6125

min= 1,503

раб= Пmin?n?=1,503?1,29=1,939

раб+x’w)/ (Праб+1)=(1,939+0,03)/(1,939+1)=0,67

6. Расчет числа теоретических тарелок по тепловой диаграмме

Рассмотрим материальный и тепловой балансы для верхней части колонны в произвольном сечении:

материальный баланс для верхней части:

n = gn-1 + D,(19)

n и gn-1 — встречные неравновесные потоки соответственно пара и жидкости.

материальный баланс для НКК:

n

• y’n = gn-1
• x’n-1 + D
• y’D,(20)

тепловой баланс:

G n

• Hn = gn-1
• hn-1 + D
• HD + QD,(21)

Рисунок 7 — Схема потоков в верхней части ректификационной колонны

Так как выражение (21) состоит из 4 членов, то оно не подчиняется правилу рычага. Преобразуем данное выражение:

G n

• Hn = gn-1
• hn-1 + D
• (HD + QD / D),n
• Hn = gn-1
• hn-1 + D
• H*D,(22)

* D — условная энтальпия дистиллята.

Приняв во внимание уравнение (19), мы можем также записать уравнения (20) и (22) в следующем виде:

R n-1 = gn-1 / D = (y’D — y’n) / (y’n — x’n-1) = (H*D — Hn) / (Hn — hn-1),(23)

n-1 — флегмовое число.

Отсюда можно сделать вывод, что точки, характеризующие встречные неравновесные потоки пара и жидкости, лежат на одной прямой (рабочей линии) вместе с точкой, характеризующей дистиллят D. Этих рабочих линий столько, сколько встречных потоков и все они выходят их т. D — полюса.

Поскольку при расчете числа тарелок по энтальпийной диаграмме надо знать положение соответствующих нод, определяющих равновесные концентрации флегмы (жидкости) и паров, для фиксации их положения совместно используют энтальпийную диаграмму и изобарные температурные кривые.

Абсцисса y’ D определяет положение т. D (отвечает энтальпии паров дистиллята) на тепловой диаграмме и на изобарной кривой конденсации (определяет температуру паров дистиллята).

Концентрация НКК x’1 в жидкости, стекающей с первой теоретической тарелки и находящейся в равновесии с парами дистиллята, определяется абсциссой т. g1, находящейся на изобарной кривой испарения. Линия D — g1 отвечает ноде на изобарном графике. Точке g1 на изобарном графике соответствует т. g1 на энтальпийном. Линия D — g1 отвечает ноде на энтальпийном графике. Проведя рабочую линию через полюс — т. D и т. g1, получим — на пересечении этой линии с кривой энтальпии паров — т. G2, которая определяет состав паров, поднимающихся со второй тарелки концентрационной части колонны.

теор(в) = 8.

теор(н) = 8.

7. Построение профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны

Для построения профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны определим температуру и составы равновесных фаз для каждой теоретической тарелки по изобарным кривым и составим таблицу полученных данных:

Номер тарелкиТемпература,°Сx’y’

8. Расчет жидкостных и паровых нагрузок по высоте колонны

Флегмовые R n и паровые Пn числа соответственно для концентрационной и отгонной частей ректификационной колонны определим по тепловой диаграмме как отношения отрезков:

R n = gn / D = Gn+1D / gnGn+1 и Пn = Gn / W = Wgn+1/ gn+1Gn

для 1 тарелки: R 1 = g1 / D = 20,5/7,85=2,611

? тарелки: П8? = G8 / W = 16,8 / 8,9 = 1,888.

n и пара Gn:

для концентрационной части колонны:

?n = Rn

• D’, (31)

?n+1=G?n+g?n-gn-1‘,(32)

для отгонной части колонны:

?n+1 = G?n+gn‘-G?n-1(33)

?n = Пn

• W’, (34)

для 1 тарелки: g1 = 2,611

• 115,72 = 302,1449 кмоль/ч;

1 = 115,72 кмоль/ч;

? тарелки: g8? = 251,14+387,7978-388,47 = 387,118 кмоль/ч;

8? = 1,846 ·135,974 = 251,01 кмоль/ч.

Найденные мольные расходы пересчитываем в массовые, используя следующие уравнения:

n

• Mgn,(35)= Gn
• MGn.(36)

где M gn и MGn — средние молярные массы соответственно равновесных потоков жидкости и паров, покидающих n — ную тарелку, кг /кмоль.

gn = MБ

• x’n + MТ
• (1 — x’n),(37)

Gn = MБ

• y’n + MТ
• (1 — y’n),(38)

Mg1 = 78,11

• 0,955 + 92,14
• (1 — 0,955) = 78,29 кг/кмоль;

G1 = 78,11

• 0,987 + 92,14
• (1 — 0,987) = 78,74 кг/кмоль;

g = 302,14

• 78,29 = 23791,3 кг/ч;

G = 115,72

• 78,74 = 9059,995 кг/ч.

Составим таблицу полученных данных (расчет произведен с помощью электронных таблиц Excel):

Коцентрационная секция№R G×g×x×y×MGMgGg12,611115,72302,14490,9550,98778,292478,741359059,99523791,322,569417,86297,28470,910,96578,601179,372732844,6223596,2932,525413292,1930,83750,9379,092180,3898832665,4123489,3642,457407,91284,3240,73250,8879,793681,8630332548,8523275,6352,422400,04280,27380,640,8180,775783,160832313,8423307,862,39395,99276,57080,5450,742581,722784,4936532361,723368,4872,358392,29272,86780,460,67582,669885,686232430,582338182,328388,59269,39620,390,61583,511686,668332451,5723348,11Отгонная секция№ПG×g×x×y×MGMgGg11,888256,72135,9740,030,077591,052791,719123374,9412471,4121,886256,45392,69290,060,087590,912491,298223314,235852,1631,886256,45392,4210,1050,2289,053490,6668522837,4735579,5741,869254,14392,4210,1550,29588,001289,9653522364,2135304,2951,857252,5390,10940,20250,37586,878889,2989321937,2134836,3561,852251,82388,47770,2550,442285,935988,5623521640,7234404,571,847251,14387,79780,30,5184,984787,93121343,434099,4581,846251,01387,1180,3450,5684,283287,2996521155,7633795,26

9. Расчет фактического числа тарелок

В реальности поведение газов и растворов в той или иной степени отклоняется от поведения идеальных газов и растворов. Величиной, учитывающей отклонение реального от идеального поведения, служит коэффициент полезного действия тарелки. Число фактических тарелок определяется из соотношения:

Ф = N-1 / ?,(47)

где N Ф — число фактических тарелок; N — число теоретических тарелок; ? — КПД тарелки и ? = 0,5 ÷ 0,7 для укрепляющей части колонны и ? = 0,3 ÷ 0,5 для отгонной.

? укр = 0,6

отг = 0,4

Число фактических тарелок в верхней части колонны:

В = (8-1)/ 0,6 = 12.

Число фактических тарелок в нижней части колонны:

Н = (8 — 1) / 0,4 = 18.

Итак, в верхней части колонны — 12 тарелок, а в нижней — 18 тарелок.

10. Расчет высоты колонны

Из опыта эксплуатации принимаем расстояние между тарелками h = 500 мм. Высота колонны рассчитываем по следующей формуле:

1 + H2 + H3 + (N — 2)

• h,(48)

где N — число фактических тарелок в колонне. N = 30.

2 — высота зоны питания, м; H3 — высота для самотека, м;

1 — высота для распределения орошения, м.

2 = 1 м; H3 = 1 м; H1 = 1 м.

H = 1 + 1 + 1 + (30 — 2)

• 0,500 = 12 м.

Итак, высоту колонны принимаем H = 12000 мм.

. Расчет диаметра колонны

Диаметр колонны рассчитывается по максимальной паровой нагрузке в верхней части колонны (из профиля паровых и жидкостных нагрузок максимальная паровая нагрузка у верхней (2) тарелки):

w доп = 0,85

• 10-4
• С
• ((?tg — ?G) / ?G)1/2,(45)

доп — допустимая скорость паров в полном сечении колонны, м/с;

? tg — плотность жидкости, стекающей с первой(2) тарелки. ?tg = 831,16 кг/м3;

? G — плотность пара, поступающего со второй(3) тарелки. ?G = 3,8265 кг/м3;

?. С=900.

Рассчитаем объемный расход паров следующим образом:

G2 = G / ?G2,(39)

?G — плотность паров.

? G2 = MG2 / 22,4

• T0 / (T0 + t2)
• ?,(40)

0 — температура при н.у. T0 = 273 K.

G2 = 78,6011 / 22,4

• 273 / (273 + 95)
• 1,47 = 3,8265 кг/м3;

G2 = 32844,62 /3,8265 = 8583,244 м3/ч.

? tgn = (?204 g — ?

• (tn — 20))
• 1000,(42)

? — средняя температурная поправка:

0,001828-0,00132

• ?204 g

204 g — относительная плотность жидкости при 20°С.

? 204 g = 1 / (xn / ?204 Б + (1 — xn) / ?204 Т),(43)

где ?204 Б и ?204 Т — относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; xn — массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n — ной тарелки.

n = MБ / Mgn

• x’n,(44)

2 = 78,11 / 79,3727

• 0,910 = 0,8955;

204 g = 1 / (0,8955 / 0,8790 + (1 — 0,8955) / 0,8669) = 0,878;

-0,00132

• 0,878 = 0,00067

tg2 = (0,878 — 0,00067

• (95 — 20))
• 1000 = 831,16 кг/м3;

K = (VG2 / (0,785

• wдоп))1/2,(46)

K — диаметр колонны, м; VG1 — максимальная паровая нагрузка.

G = 8583,244 м3/ч = 2,384 м3/с.

T = 500 мм.

w доп = 0,85

• 10-4
• 900 ·((831,16 — 3,8265) / 3,8265)1/2 = 1,125 м/с;

K = (2,384 / (0,785

• 1,125))1/2 = 1,643 м.

K = 1,8 м.

12. Расчет диаметра штуцеров, Расчет диаметра штуцера для ввода жидкостного орошения

Парциальный конденсатор принимают эквивалентным одной теоретической тарелке. Для определения объемного расхода орошения необходимо рассчитать плотность и поток флегмы стекающий с первой тарелки:

gop = gl

Теперь рассчитаем удельный расход жидкости по следующим формулам:

gn = gn / рtg (48)

g — плотность жидкости при температуре tn, которая представляет собой:

tg = (р204g-a*(tn-20)*1000 (49)

р204;

204 g — относительная плотность жидкости при 20°С.

P 2°4g = 1 / (ХП / Р2°4Б + (1 — Х») / Р2°4Т), (50)

где р 2°4 б и р2°4 т — относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; хп — массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n — ной тарелки.

п = МБ / Mgn х’п, (51)

g для 1 тарелки по вышеперечисленным формулам:

х, = 78/ 78,74 -0,955 = 0,946;

204g = 1 / (0,946/ 0,8790 + (1 — 0,946) / 0,8669) = 0,8784;

0,8784=6,6851 104;

p tg, = (0,8784 — 6,6851*104 — (94,0 — 20)) 1000 = 828,930 кг/м3;

g = 23791,3/ 828,930 = 28,7 м3/ч.

Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле, аналогично расчету диаметра аппарата:

w=(Vg/ (0,785 wдоп 3600))1/2

Aon — допускаемая скорость жидкости, из опыта эксплуатации wдоп=l-3 м/с.

))0,5= 0,0713 м

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 80 мм

13. Расчет диаметра штуцера вывода паров из колонны

wдоп 3600))1/2

где V — объемный расход паров, поднимающиеся со второй тарелки:

2/ pt2G=32844,62/3,8265=8583,4627 м3/ч

доп — допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации wдоп=20-25 м/с

1/2=0,3897

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 400 мм.

14. Расчет диаметра штуцера ввода паров из ребойлера

wдоп 3600))1/2

где V — объемный расход паров, поднимающиеся с 16-ой тарелки:

П16/pt16G

g — плотность пара, уходящего с 16-ой тарелки.

Gn = MGn / 22,4 То / (То + tn) п / п0, (52)

где Т 0 и п0 — температура и давление при н.у. Т0 = 273 К, п0 = 760 мм рт. ст.; п — давление в середине колонны, мм рт. ст.

p t2G — 90,0527 / 22,4 273 / (273 +123,2) 1117,2 / 760=4,1173 кг/м3.

3 /ч.

доп — допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации wдоп=20-25 м/с.

1/2=0,317

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 350 мм.

15. Расчет диаметра штуцера для вывода остатка

g = 0,785 wдоп d2w, (53)

g — объемный расход жидкости, стекающей с предпоследней теоретической

g = g15/Ptl5g

g для 13 тарелки по вышеперечисленным формулам:

х 15 = 78/91,2982*0,06 = 0,0513;

20 4g = 1 / (0,0513/ 0,8790 + (1 — 0,0513) / 0,8669) = 0,8676;

-4;

p tgl5 = (0,8676 — 6,6851 — Ю»4 — (121.8 -20)) 1000 = 798,094 кг/м3;

g =35852,16/ 798,094 = 44,922 м3/ч.

доп — допустимая скорость жидкости, из опыта эксплуатации wдоп=0,2-0,8 м/с.

w — диаметр штуцера, м.

w=(Vg/ (0,785 wдоп 3600))1/2.

доп = 0,5 м/с.

w= (44,922 / (0,785 0,5 3600))1/2 = 0,1783 м.

w = 200 мм.

. Расчет диаметра штуцера ввода сырья

Удельный расход сырья принимается как сумма расходов жидкости и пара:

Fобщ — = VFж + VFп

Определим мольный расход сырьевого пара:

f =е’ * F/=0,5-251,697=125,8485 кмоль/ч;

Молярный вес сырьевого пара:

M GF = МБ y*’F+ Мт (1 — y*V)= 78 0,58 + 92 (1 — 0,58)=83,88 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевого пара:

G F= g f* MG = 125,8485 83,88=10556,172 кг/ч;

Объемный расход сырьевого пара:

VGF = GF* 22,4 — ( tF +273)/ (MGf *273*п)

где t F=99,4°C — температура сырья на входе в колонну.

V GF = 10556,172*22,4*(110,2+273)/(83,88*273*1,47) = 2697,79м3 /ч = 0,749 м3 /с.

Мольный расход сырьевой жидкости:

F ;= F’ — (1 — e7)=251,697*(l — 0,5)=125,8485 кмоль/ч;

Молярный вес сырьевой жидкости:

M gF = МБ x*’F+ Мт (1 — x*’F)=78 0,4+ 92 (1 — 0,4)=86,4 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевой жидкости:

F / — MgF=125,8485*86,4=l 0873,31 кг/ч;

Плотность сырьевой жидкости при 20°С:

Р 2°4 g = 1 / (xF */ р204 б + (1 — xf*) / Р2°4 т),

где x F*= МБ— x F */ / МБ — xf*/+ Мт (1 — xF*/)=78-0,4/78-0,4+92 (l — 0,4)=0,361,

20 4g= 1 /(0,361 /0,8790 + (1 -0,361) /0,8669)=0,8712,

0,8712=6,7797*104;

p tgF = (0,8712 — 6,7797*104 * (99,4 — 20)) 1000 — 817,368 кг/м3;

Объемный расход сырьевой жидкости:

Vg F= gF/ ptgF=10873,31/817,368=13,303 м3/ч или 3,695*l0-3 м3/с

Суммарный расход жидкости и пара сырья:

V Fo6ui= VFж+ VFп= 3,695*10-3 +0,749=0,756 м3/с.

Пусть скорость сырья в штуцере w=10 м/с, тогда диаметр штуцера:

10)) 1/2=0,310 м

Принимаем диаметр штуцера d= 350 мм.

Заключение

Рассчитали основные показатели работы и размеры ректификационной колонны графометрическим методом: число теоретических тарелок в колонне N теор = 16, число фактических тарелок вверху колонны Nв = 18, число фактических тарелок внизу колонны Nн = 18, диаметр колонны dК = 1,8 м, высота колонны H = 12 м, поверхность кипятильника F =219,297 м2, поверхность конденсатора — холодильника F = 263,85 м2.

Выводы

В ходе работы по заданным параметрам (подача сырья, содержание бензола в сырье, дистиллята и др.) был проведен расчет процесса ректификации и ректификационной колонны.

В процессе работы получены следующие результаты:

число теоретических тарелок 16

в концентрационной части 8

в отгонной части 8

число фактических тарелок 36

высота аппарата 12000 мм

диаметр колонны: 1800 мм

Диаметры штуцеров:

штуцер для ввода орошения 80 мм

штуцер вывода паров из колонны 400 мм

штуцер ввода паров из ребойлера 350 мм

штуцер для самотека 200 мм

• штуцер для подачи сырья 350 мм

Поверхность конденсатора — холодильника: 263,85 м 2.

Расход воды: 123373,1 кг/ч.

Поверхность кипятильника: 224,536 м 2.

Расход пара: 3192,457 кг/ч.

Литература:, Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. — Москва: Химия, 1971 г.

2. Скобло А.И., Трегубова И.А., Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. — Москва: Химия, 1982 г.

• Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. — Ленинград: Химия, 1987 г.