регистрация / вход

Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензолтолуол

Министерство высшего образования Российской Федерации Уфимский Государственный Нефтяной Технический Университет Кафедра нефтехимии и химической технологии

Министерство высшего образования Российской Федерации

Уфимский Государственный Нефтяной Технический Университет

Кафедра нефтехимии и химической технологии

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ

« РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ ДЛЯ

РАЗДЕЛЕНИЯ БИНАРНОЙ СМЕСИ БЕНЗОЛ – ТОЛУОЛ»

Выполнила: Гареев М.

Проверил: Чуракова С.К.

УФА – 2009 г.


Содержание

1. Введение

2. Цель. Исходные данные для расчета

3. Расчетная часть

3.1. Построение зависимости давления насыщенных паров от температуры.

Построение изобары. Энтальпийная диаграмма. X-Y диаграмма

3.2. Расчет однократного испарения бинарной смеси

3.3. Расчет материального баланса ректификационной колонны

3.4. Расчет теплового баланса ректификационной колонны

3.5. Расчет режима полного орошения

3.6. Расчет числа теоретических тарелок на комбинированной и X-Y диаграмме

3.7. Расчет профиля концентраций и нагрузок по высоте колонны

3.8. Расчет фактического числа тарелок

3.9. Расчет диаметра колонны

3.10. Расчет высоты ректификационной колонны

3.11. Расчет конденсатора – холодильника

3.12. Расчет кипятильника

3.13. Расчет диаметров штуцеров

3.14. Графическая схема колонны

4. Заключение

5. Список использованной литературы

1. Введение

При проведении процессов ОИ и ОК получают пар, более богатый НКК, а жидкость более богатую ВКК, чем исходная система. Однако достаточно хорошая степень разделения таким образом не достигается.

Для получения продуктов с любой желаемой концентрацией компонентов и с высокими выходами служит процесс ректификации, заключающийся в многократно повторяющемся контактировании неравновесных паровой и жидкой фаз.

Образованные в результате контакта паровая и жидкая фазы будут отличаться по составу от вступивших в контакт встречных неравновесных потоков паровой и жидкой фаз. В итоге такого контакта пар обогатится низкокипящим компонентом, а жидкость – высококипящим. Если исходные пары и жидкость находились при одинаковом давлении, то для обеспечения этих условий требуется, чтобы температура вступающей в контакт жидкости была ниже температуры паров. После контактирования температуры пара и жидкости выравниваются, так как система стремится к состоянию равновесия.

Производя многократное контактирование неравновесных потоков паровой и жидкой фаз, направляя после каждой ступени пары на смешение с жидкостью, а жидкость на контакт с парами, более бедными НКК, можно изменить составы фаз желаемым образом.

Подобное контактирование фаз по схеме противотока в целом по аппарату осуществляется в специальных аппаратах – ректификационных колоннах, заполненных различными контактными устройствами: тарелками, насадками ит.д.

Таким образом, процесс ректификации есть диффузионный процесс разделения жидких смесей, компоненты которых различаются по температурам кипения, осуществляемый путем противоточного контактирования неравновесных паров и жидкости.

Расчет ректификационной колонны сводится к определению ее основных геометрических размеров – диаметра и высоты. Оба параметра определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств взаимодействующих фаз, а также от типа контактного устройства.


2. Цель. Исходные данные для расчета

Цель. Рассчитать основные показатели работы и размеры ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол.

Исходные данные. Расчет основных показателей работы и размеров ректификационной колонны производим по следующим исходным данным:

― давление в середине колонны π =1,35 ата;

― мольная доля бензола в сырье x'F =0,48;

― мольная доля отгона е'=0,58;

― мольная доля бензола в дистилляте y'D =0,977;

― мольная доля бензола в остатке x'W =0,025;

― коэффициент избытка теплоподвода n'=1,23;

― производительность колонны F=18,5 т/ч.

3. Расчетная часть

3.1 Построение зависимости давления насыщенных паров от температуры. Построение изобары. Энтальпийная диаграмма. X - Y диаграмма

Зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Рi , описывается эмпирическим уравнением Антуана:

(1)

(1*)

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

Компонент

Ai

Bi

Ci

r420

М, г/моль

бензол

4,03129

1214,65

221,205

0,8790

78

толуол

4,07427

1245,09

219,516

0,8669

92

Для определения температур кипения бензола (низкокипящего компонента) tкип Б и толуола (высококипящего компонента) tкип Т , 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 π, т.е.

(2)


Температура кипения бензола

Температура кипения толуола

Таким образом, в данной бинарной системе низкокипящим компонентом является бензол, высококипящим – толуол.

Далее в пределах рассчитанных температур кипения компонентов зададимся пятью температурами. Температуры будут меняться со следующим шагом:

t1 = 90,167 °С;

t2 = 96,441 °С;

t3 = 102,715 °С;

t4 = 108,989 °С;

t5 = 115,263 °С;

t6 = 121,537 °С.

Давления насыщенных паров компонентов РБ и РТ найдем по уравнению (1):

При температуре t1 = 90,167 °C

,


При температуре t2 = 96,441 °C

,

При температуре t3 = 102,715 °С

,

При температуре t4 = 108,989 °С

,

При температуре t5 = 115,263 °С

,

При температуре t6 = 121,537 °С

,

Полученные результаты приведены в таблице 2.

По полученным данным строим график зависимости давления насыщенных компонентов от температуры.

Определим мольные доли бензола в кипящей жидкой фазе


в равновесной паровой фазе

При температуре t1 = 90,167 °С

,

При температуре t2 = 96,441 °С

,

При температуре t3 = 102,715 °С

,

При температуре t4 = 108,989 °С

,

При температуре t5 = 115,263 °С

,

При температуре t6 = 121,537 °С


,

По полученным данным строим изобару и X-Y диаграмму.

Полученные результаты приведены в таблице 2.

Таблица 2 - Результаты расчета равновесных концентраций

t, °С

РБ, ата

РТ, ата

х'

у'

90,167

1,35

0,538

1

1

96,441

1,612

0,656

0,7258

0,8667

102,715

1,912

0,794

0,4973

0,7042

108,989

2,253

0,954

0,3048

0,5085

115,263

2,538

1,139

0,1419

0,2753

121,537

3,072

1,35

0

0

Рисунок 1 – Зависимость давления насыщенных паров от температуры


Рисунок 2 – X'-Y' диаграмма

Рисунок 3 - Изобара

3.2 Расчет однократного испарения бинарной смеси

Рассмотрим процесс однократного испарения (ОИ) двухкомпонентной смеси.


Рисунок 4 – Схема однократного испарения

Материальный баланс процесса однократного испарения может быть представлен уравнениями:

общее: F = GF + gF , (6)

для низкокипящего компонента:

F· x'F = GF · y* F + gF · x* F , (7)

где GF и gF – расходы пара и жидкости;

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

Отношение массы образовавшихся паров G к массе исходной смеси F называется массовой долей отгона и обозначается через е . Отношение G' к F' есть мольная доля отгона, обозначаемая через е '.

Совместное решение уравнений (6) и (7) дает уравнение материального баланса ОИ в мольных единицах:

x'F = e' · y* F + (1 – e') · x* F , (8)

Если в уравнении (8) y* F =0, то x'F = (1 – e') · x* F , откуда


Отложим на x'-у'-диаграмме точку А по величине

Если =>. Точка N, чья абсцисса соответствует величине , лежит на диагонали x'-у'-диаграммы. Соединив точки А и N, мы получим линию Однократного Испарения – ANF. По координатам точки F определим мольные доли низкокипящего компонента в жидкости и в паре, полученные в результате ОИ, т.е. и .

Проверим, правильно ли мы нашли , . Для чего по формуле (8) найдем е , подставив полученные координаты и сравним полученную долю отгона с долей отгона данной в задании.


Имеем 0,58=0,58.

, . найдены верно.

Отложив на изобаре мольные доли и ., на линии жидкости получим расход жидкости gF , на линии пара – расход пара GF . Нода gF GF должна быть параллельна оси абсцисс. Точка F находится на ноде, причем ее абсцисса соответствует величине . По ноде определим температуру сырья tF =107,2 °С.

Таким образом, в результате ОИ мы рассчитали состав равновесных фаз сырья, поступающего в колонну, и определили температуру сырья.

Энтальпийная диаграмма

Величины энтальпии для различных веществ в жидком и газообразном состоянии могут быть взяты из справочника или рассчитаны по эмпирическим зависимостям от температуры t и плотности вещества.

где и - энтальпии компонентов соответственно в жидкой и паровой фазах;

М – молекулярная масса.

t 1 = 90,167 °С

t 2 = 96,441 °С

t3 = 102,715 °С

t4 = 108,989 °С

t 5 = 115,263 °С

t 6 = 121,537 °С

Результаты расчета энтальпий приведены в таблице 3.

Энтальпийная диаграмма в координатах «содержание низкокипящего компонента в жидкой и паровой фазах – энтальпия жидкой и паровой фаз» включает линию (кривую) энтальпии кипящей жидкости и линию энтальпии равновесных паров. Отрезки линий, соединяющих точки энтальпий равновесных фаз, называются конодами. Крайние коноды соответствуют чистым компонентам, они занимают вертикальное положение, остальные коноды располагаются под разными углами к оси абсцисс.

Энтальпии жидкой и паровой фаз рассчитываются по закону аддитивности:

для жидкой фазы

для насыщенных паров

t 1 = 90,167 °С

t 2 = 96,441 °С

t 3 = 102,715 °С

t 4 = 108,989 °С

t 5 = 115,263 °С

t 6 = 121,537 °С

Таблица 3 – Результаты расчета энтальпий в жидкой и паровой фазах

t, °С

hБ, ккал/кмоль

hТ, ккал/кмоль

HБ, ккал/кмоль

HТ, ккал/кмоль

h, ккал/кмоль

H, ккал/кмоль

90,2

3297,054

3915,878

9133,842

10841,34

3297,054

9133,842

96,4

3546,85

4212,559

9340,218

11085,7

3729,376

9572,867

102,7

3799,299

4512,39

9549,277

11333,24

4157,785

10076,93

109,0

4054,401

4815,372

9761,019

11583,96

4583,454

10656,92

115,3

4312,155

5121,504

9975,445

11837,85

5007,463

11325,04

121,5

4572,561

5430,786

10192,55

12094,92

5430,786

12094,92

Из результатов расчета видно, что с ростом температуры растут значения энтальпий каждого из компонентов и смеси как в жидкой, так и в паровой фазах.

По данным таблицы 3 строим энтальпийную диаграмму.


Результаты расчета ОИ перенесем на энтальпийную диаграмму. Перенесем координаты XW и YD на энтальпийную диаграмму и получим координаты hW и HD .

Энтальпия остатка hw =5350 ккал/кмоль

Энтальпия дистиллята HD =9150 ккал/кмоль

Энтальпия сырья hF =7930 ккал/кмоль.


3.3 Расчет материального баланса ректификационной колонны

Рисунок 9 – Ректификационная колонна

Материальный баланс в целом для ректификационной колонны:

F = D + W, (14)

Материальный баланс по низкокипящему компоненту

F' · x'F = D' · y'D + W' · x'W , (15)

Материальный баланс по высококипящему компоненту

F' · (1-x'F ) = D' · (1-y'D) + W' · (1-x'W ), (16)


где F, D, W – расходы сырья, дистиллята и остатка;

x'F , y'D ,x'W – мольные доли низкокипящего компонента в сырье, дистилляте и остатке.

Материальный баланс составим в мольных и массовых единицах. По условию задания имеем производительность колонны, т.е. расход сырья, F=18,5 т/час.

Средняя молекулярная масса дистиллята:

Средняя молекулярная масса остатка:

Переведем расход сырья в мольные единицы, для чего по закону аддитивности рассчитаем среднюю молекулярную массу:

где – расход сырья, кмоль/ч,

F – расход сырья, кг/ч,

– средняя молекулярная масса сырья.

Рассчитаем расход дистиллята и остатка по правилу рычага

Из уравнения (21) выразим :

Аналогично рассчитаем выход остатка:

Таким образом, расход дистиллята и остатка по сырью:


Проверка по уравнению (14)

- верно.

Рассчитаем материальный баланс по каждому компоненту:

Сколько бензола в кмоль/ч в исходной смеси:

Переведем мольные единицы в массовые.

Найдем содержание бензола в исходной смеси в кг/ч:

Аналогичным образом рассчитаем мольную и массовую долю для толуола

Далее рассчитаем, сколько бензола будет в дистилляте:

Сколько толуола будет в дистилляте:

Сколько будет бензола в остатке:

Сколько будет толуола в остатке:

Таблица 4 – Материальный баланс ректификационной колонны

Компонент

сырье (F)

дистиллят (D)

остаток (W)

кг/ч

кмоль/ч

кг/ч

кмоль/ч

кг/ч

кмоль/ч

Бензол

8121,951

104,128

7901,111

101,296

220,840

2,831

Толуол

10378,049

112,805

219,389

2,385

10158,660

110,420

18500,00

216,932

8120,500

103,681

10379,500

113,252


3.4 Расчет теплового баланса ректификационной колонны

Тепловой баланс колонны (без учета теплопотерь) включает:

статьи прихода – тепло вносимое сырьем и через кипятильник ,

Статьи расхода – тепло выносимое дистиллятом , остатком и через конденсатор

где - подвод тепла, - съем тепла.

D


Парциальный

конденсатор

Острое холодное

испаряющееся

орошение

Расходы сырья F, дистиллята D, остатка W, энтальпию сырья , дистиллята и остатка мы рассчитали выше.

Построим комбинированную диаграмму и по ней определим минимальный теплоподвод и теплосъем.

Отложим на координатной прямой X, Y значения и , а также координаты ноды по изобаре (рис.6). Из этих точек проведем вертикальные пунктирные прямые до пересечения с энтальпиями. Таким образом мы получим ноду . Продолжим эту ноду до пересечения с вертикальными линиями и , получим минимальный теплосъем Pmin (D) и минимальный теплоподвод Pmin (w).

Энтальпия остатка

Энтальпия дистиллята

Минимальный теплоподвод Pmin (W)=5049 ккал/кмоль

Минимальный теплосъем Pmin (D)=22107 ккал/кмоль

По диаграмме найдем:

- величину ккал/кмоль

- величину ккал/кмоль

По полученным данным рассчитаем и :

В режиме рабочего орошения флегмовое и паровое числа больше минимального в 1,1-1,35 раз. В соответствии с этим и больше в 1,1-1,35 раз. По условию задания имеем коэффициент избытка теплоподвода n'=1,23, где

ккал/кмоль

Отложим на диаграмме отрезок и отметим точку P(D). Далее соединим полученную точку P(D) с точкой F и найдем точку P(W).


По диаграмме найдем

13077×113,25=1480978,5 ккал/ч

Подставив известные данные в уравнение (40), проверим, с какой точностью сходится тепловой баланс:

Баланс сходится.

В результате расчета режимов минимального и рабочего орошения мы определили минимальный теплоподвод и теплосъем. По полученным данным построили главную рабочую линию на энтальпийной диаграмме, определили энтальпии сырья, дистиллята и остатка, а также составили тепловой баланс колонны, который сошелся.


3.5 Расчет режима полного орошения

Режим полного орошения – режим работы колонны, когда число теоретических тарелок в колонне N = Nmin и флегмовое число R → ∞.

В случае, когда допущение о постоянстве флегмового числа достаточно оправданы, расчеты могут быть проведены с помощью аналитических методов, позволяющих получать конечный результат с любой заданной степенью точности.

Для аналитического расчета минимального числа тарелок рассчитаем коэффициенты относительной летучести вверху и внизу колонны - и . определяется как отношение давления насыщенных паров бензола к давлению насыщенных паров толуола при температуре верха колонны t=91,3 °C. определяется аналогично, но при температуре низа колонны t=120,3 °C. Температура низа и верха колонны определяются по изобаре:

Средний коэффициент относительной летучести определим из уравнения:


Для расчета минимального числа тарелок воспользуемся уравнением Фенске-Андервуда:

Полученное число округляем в большую сторону и получаем, что число минимальных тарелок, соответствующих режиму полного орошения, равно 9. Подобное число мы получим графическим методом на x-y-диаграмме путем построения ступенчатой линии между кривой равновесия и рабочей линии, соответствующей режиму полного орошения, т.е. диагональю квадрата.

По диаграмме = 9.


3.6 Расчет числа тарелок на комбинированной и x - y -диаграмме

Расчет числа теоретических тарелок полной колонны по x-y-диаграмме

Полная колонна состоит из укрепляющей части, отгонной части и зоны питания. Укрепляющая колонна характеризуется флегмовым числом. Флегмовое число – отношение расхода жидкости по высоте колонны к дистилляту.

Найдем минимальное флегмовое число, для чего на x-y-диаграмме отложим прямую, соединяющую точку D (откладывается на рабочей линии при ) и сырьевую точку F ( и ).

Отрезок, отсекаемый на оси Y, будет численно равен

Находим по диаграмме:

Откуда находим:

Рабочее флегмовое число равно произведению минимального флегмового числа на коэффициент избытка теплоотвода n'=1,23

Тогда - отрезок, отсекаемый прямой DF по оси Y в режиме рабочего орошения.

Отгонная колонна характеризуется паровым числом. Паровое число – отношение количества пара колонны к остатку.


Найдем минимальное паровое число, для чего на x-y-диаграмме отложим прямую, соединяющую точку W (откладывается на рабочей линии при ) и сырьевую точку F.

Отрезок, отсекаемый на оси X, будет численно равен

Находим по диаграмме:

Откуда находим:

Рабочее паровое число равно произведению минимального парового числа на коэффициент избытка теплоотвода n'=1,31

Тогда - отрезок, отсекаемый прямой WF по оси X в режиме рабочего орошения.

Отложим на диаграмме и и соединим эти точки соответственно с точками D и W. Результатом пересечения этих двух прямых будет точка F'.

Соединяем точки F' и D и получим рабочую линию, оперативную линию для укрепляющей части колонны; соединяем точки F' и W и получим еще одну рабочую линию, оперативную линию для отгонной части колонны.

Опускаем из точки F прямые, параллельные осям, на полученные оперативные линии и получим соответствующие точки А и В. Соединяя вогнутой линией эти точки получим оперативную линию зоны питания колонны.

Таким образом, имеем ломаную линию WBAD – рабочую линию полной колонны. Между этой кривой и прямой равновесия строим ступенчатую линию и получаем рабочее число теоретических тарелок в режиме полного орошения по x-y- диаграмме в случае допущения: флегмовое и паровое числа постоянны R=const, П=const.

По диаграмме число теоретических тарелок N=18.

Расчет числа теоретических тарелок в режиме полного орошения по комбинированной диаграмме (тепловой+изобаре)

Это число тарелок не совпадает с числом тарелок по x-y-диаграмме. Расчет числа тарелок на комбинированной диаграмме начнем сверху колонны.


Рисунок 18 – Схема потоков концентрационной части колонны

Расчет проводится путем последовательного определения составов пара и жидкости, стекающей с очередной тарелки. Для этого точку D с энтальпийной диаграммы перенесем на изобару (на линию пара). Так как D и g1 – это равновесные потоки, то расход жидкости g1 можем найти на линии жидкости, проведя изотерму. Затем точку g1 переносим на энтальпийную диаграмму. Так как G2 и g1 - встречные потоки, то состав паровой фазы найдем с помощью рабочей линии, получаемой соединением точки D и точки g1 на кривой - энтальпии жидкости. Точка G2 получится на кривой – энтальпии пара, в точке пересечения ее с рабочей линией. Затем точку G2 переносим на изобару и так далее до зоны питания, т.е. пока очередная рабочая линия не пересечет ноду сырья. Зона питания выглядит следующим образом:


Рисунок 19 – Схема зоны питания колонны

Количество нод на тепловой диаграмме равно 16, таким образом и теоретических тарелок тоже N=18.

Построение профиля концентраций по высоте колонны

Определим профиль концентраций по высоте колонны по нодам на изобаре. Определим концентрации низкокипящего компонента в жидкой и паровой фазах на каждой тарелке. Результаты представим в таблице 5.

Таблица 5 – Концентрации бензола на каждой тарелке

Номер тарелки

X'

Y'

Номер тарелки

X'

Y'

1

0,955

0,977

10

0,338

0,547

2

0,918

0,961

11

0,293

0,495

3

0,864

0,936

12

0,244

0,426

4

0,785

0,896

13

0,192

0,355

5

0,686

0,839

14

0,143

0,275

6

0,584

0,77

15

0,1

0,2

7

0,498

0,7

16

0,068

0,138

8

0,425

0,638

17

0,042

0,088

9

0,375

0,588

18

0,025

0,05

По данным таблицы 5 построим профиль концентраций по высоте колонны (рис.21).

Рисунок 21 – Профиль концентраций по высоте колонны

По графикам видно, что бензол концентрируется вверху колонны, как в жидкой, так и в паровой фазах, а толуол – внизу колонны.

Построение профиля температур по высоте колонны

Для построения данного графика по нодам на изобаре определим температуру на каждой тарелке, результаты занесем в таблицу 6. По профилю температур видно, что температура в колонне увеличивается от верхней тарелки к нижней. Температура внизу колонны выше, т.е. внизу концентрируется высококипящий компонент как в жидкой, так и в паровой фазе, а вверху – низкокипящий. (рис.22)

№ тарелки

t

№ тарелки

t

1

91,2

10

107,85

2

92,05

11

109,45

3

93,3

12

111,3

4

95,1

13

113,2

5

97,5

14

115,2

6

100,2

15

117

7

102,75

16

118,5

8

104,9

17

119,6

9

106,6

18

120,4

Рисунок 22 – Профиль температур по высоте колонны

3.7 Расчет профиля концентраций и нагрузок по высоте колонны

Расчет начинаем с укрепляющей части колонны сверху вниз, до зоны питания.


Рисунок 23

Для первой тарелки расход пара в мольных единицах найдем по правилу рычага из энтальпийной диаграммы:

(54)

откуда

, кмоль/ч (55)

Где =103,68;

R1 – флегмовое число для первой тарелки;

, - отрезки на энтальпийной диаграмме, мм.

Таким образом,


Тогда

Для второй тарелки:

Для третьей тарелки:

Для четвертой-девятой тарелки:

(56)

(57)

(58)

Результаты расчетов по тарелкам 4-9 приведены в таблице 6.

Далее расчет продолжается для отгонной части колонны, снизу вверх до зоны питания.



Рисунок 24


Для восемнадцатой тарелки:

Где - паровое число на 18 тарелке

, - отрезки на энтальпийной диаграмме, мм.

Для семнадцатой тарелки:

Для шестнадцатой тарелки:


Для четырнадцатой-десятой тарелки:

(59)

(60)

(61)

Таблица 7 – Мольный расход пара и жидкости по высоте колонны

№ тарелки

D’/W’

R/П

g, кмоль/ч

G, кмоль/ч

1

2,690

278,949

103,681

2

2,651

274,855

382,630

3

2,628

272,476

378,536

4

2,594

268,959

376,157

5

2,518

261,118

372,640

6

2,468

255,907

364,799

7

2,435

252,497

359,588

8

2,408

249,63

356,18

9

2,391

247,93

353,31

10

1,986

337,506

224,968

11

1,980

337,524

224,254

12

1,980

335,776

224,272

13

1,965

333,924

222,524

14

1,949

335,867

220,672

15

1,966

335,897

222,616

16

1,966

333,903

222,646

17

1,948

335,104

220,651

18

1,959

113,252

221,852

Далее рассчитаем расход пара и жидкости по высоте колонны в массовых долях. Для чего сначала найдем среднюю молекулярную массу жидкости и паров на каждой тарелке, а затем получившиеся значения умножим на соответствующие мольные расходы пара и жидкости. Результаты расчетов приведены в таблице 8.

Для пересчета мольных единиц в массовые рассчитаем среднюю молекулярную массу для жидкости и паров на каждой тарелке:

(62)

(63)

По нодам на изобаре рис.20 определим координаты и для каждой тарелки и рассчитаем для каждой тарелки и

Таблица 8 – Массовый расход пара и жидкости по высоте колонны

g, кмоль/ч

G, кмоль/ч

g, кг/ч

G, кг/ч

1

0,955

0,977

78,632

78,322

278,949

103,681

21934,238

8120,500

2

0,918

0,961

79,148

78,546

274,855

382,630

21754,239

30054,030

3

0,864

0,936

79,904

78,896

272,476

378,536

21771,959

29864,988

4

0,785

0,896

81,010

79,456

268,959

376,157

21788,336

29887,964

5

0,686

0,839

82,396

80,254

261,118

372,640

21515,061

29905,814

6

0,584

0,770

83,824

81,220

255,907

364,799

21451,167

29628,953

7

0,498

0,700

85,028

82,200

252,497

359,588

21469,287

29558,149

8

0,425

0,638

86,050

83,068

249,629

356,178

21480,591

29586,963

9

0,375

0,588

86,75

83,768

247,929

353,310

21507,884

29596,084

10

0,338

0,547

87,268

84,342

337,506

224,968

29453,466

18974,228

11

0,293

0,495

87,898

85,070

337,524

224,254

29667,676

19077,323

12

0,244

0,426

88,584

86,036

335,776

224,272

29744,341

19295,500

13

0,192

0,355

89,312

87,030

333,924

222,524

29823,410

19366,267

14

0,143

0,275

89,998

88,150

335,867

220,672

30227,391

19452,271

15

0,100

0,200

90,600

89,200

335,897

222,616

30432,271

19857,335

16

0,068

0,138

91,048

90,068

333,903

222,646

30401,165

20053,238

17

0,042

0,088

91,412

90,768

335,104

220,651

30632,484

20028,059

18

0,025

0,050

91,650

91,300

113,252

221,852

10379,500

20255,090

По таблице 8 построим график паровых и жидкостных нагрузок по высоте колонны (Рис.25).

Рисунок 25 – Массовый расход паровых и жидкостных нагрузок

Зависимость флегмового и парового числа от числа тарелок

По данным таблицы 7 построим кривую зависимости между флегмовым и паровым числом и числом теоретических тарелок (Рис.16).

По графику зависимости видно, что флегмовые и паровые числа практически не меняются от тарелки к тарелке.


Рисунок 26 – Зависимость флегмового и парового числа от числа тарелок

Определим удовлетворяет ли найденное нами флегмовое число в режиме рабочего орошения рабочим условиям, т.е. лежит ли точка А с координатами (RРРО , NРРО ) в пределах рабочей области. N – число тарелок в режиме рабочего орошения.

Рисунок 27 – Зависимость флегмового числа от числа тарелок

Nmin =9, Rmin =1,943

Точка А: Nраб =18, Rраб =2,39

Точка А лежит в рабочей области. Расчеты верны.

3.8 Расчет фактического числа тарелок

, (64)

Где - фактическое число тарелок всей колонны;

- теоретическое число тарелок

=18 – число теоретических тарелок колонны

=9 – число теоретических тарелок укрепляющей части колонны;

=9 – число теоретических тарелок отгонной части колонны;

- КПД тарелок;

=0,4-0,6 – для укрепляющей части колонны, принимаем =0,5;

=0,3-0,4– для отгонной части колонны, принимаем =0,35;

Число тарелок в верхней части колонны:

Число тарелок в нижней части колонны:

Всего в колонне 39 тарелки.

3.9 Расчет диаметра колонны

Диаметр колонны рассчитывается по допустимой скорости паров в самом нагруженном по парам месте колонны. Для определения самого нагруженного места колонны необходимо произвести расчет объемных расходов пара и жидкости по высоте колонны.

Для расчета объемных расходов необходимо определить плотности пара и жидкости. Сначала для жидкости пересчитаем мольные доли в массовые:

(65)

Затем определяем средние плотности жидкости на каждой тарелке:

(66)

Где и - плотности бензола и толуола, кг/м3 (см. табл.1)

Плотности жидкости при температуре t определятся из уравнения:

, кг/м3 (67)

где - коэффициент объемного расширения жидкости;

(68)

Плотность пара рассчитывается следующим образом:

, кг/м3 (69)

Где Т0 – температура при нормальных условиях, Т0 =273 К;

Т=t+273, К; t – температура паров, °С;

- давление при нормальных условиях, =760 мм.рт.ст.;

- давление верха или низа колонны, мм.рт.ст.

Давление верха колонны рассчитывается по формуле:

, мм.рт.ст. (70)

Где - давление в зоне питания;

N – номер тарелки, считая от зоны питания.

, мм.рт.ст. (71)

Таким образом, объемные расходы пара и жидкости найдутся по формулам:

(72)

(73)

Проведем данный расчет для первой тарелки колонны:

- давление в зоне питания

- давление на 1 тарелке

Результаты расчетов объемных расходов жидкости и пара для остальных тарелок представлены в таблице 9.


Таблица 9 – Сводная таблица

Номер тарелки

g, кмоль/ч

G, кмоль

g, кг/ч

G, кг/ч

х, масс

ρ4ср20

t

ρtж

πВ.К./

πН.К.

ρtП

Vж, м3/ч

Vп, м3/ч

1

0,955

0,977

78,632

78,322

278,949

103,681

21934,238

8120,500

0,9472

0,878353

91,2

0,000669

830,7502

902,25

3,111514

26,40293

2609,823

2

0,918

0,961

79,148

78,546

274,855

382,630

21754,239

30054,030

0,904685

0,877832

92,05

0,000669

829,6118

912,25

3,147651

26,22219

9548,081

3

0,864

0,936

79,904

78,896

272,476

378,536

21771,959

29864,988

0,843412

0,877083

93,3

0,00067

827,9537

922,25

3,185428

26,29611

9375,503

4

0,785

0,896

81,010

79,456

268,959

376,157

21788,336

29887,964

0,755833

0,876015

95,1

0,000672

825,5728

932,25

3,226965

26,39178

9261,941

5

0,686

0,839

82,396

80,254

261,118

372,640

21515,061

29905,814

0,6494

0,874719

97,5

0,000673

822,5333

942,25

3,272997

26,15707

9137,134

6

0,584

0,770

83,824

81,220

255,907

364,799

21451,167

29628,953

0,543424

0,873434

100,2

0,000675

819,2934

952,25

3,323329

26,18252

8915,443

7

0,498

0,700

85,028

82,200

252,497

359,588

21469,287

29558,149

0,456838

0,872386

102,75

0,000676

816,4099

962,25

3,375684

26,29719

8756,195

8

0,425

0,638

86,050

83,068

249,629

356,178

21480,591

29586,963

0,385241

0,871522

104,9

0,000678

813,9943

972,25

3,427172

26,38912

8633,056

9

0,375

0,588

86,75

83,768

247,929

353,310

21507,884

29596,084

0,337176

0,870942

106,6

0,000678

812,1968

982,25

3,475962

26,48112

8514,502

10

0,338

0,547

87,268

84,342

337,506

224,968

29453,466

18974,228

0,302104

0,87052

107,85

0,000679

810,8777

1002,25

3,55932

36,32295

5330,858

11

0,293

0,495

87,898

85,070

337,524

224,254

29667,676

19077,323

0,260006

0,870014

109,45

0,00068

809,2253

1012,25

3,610693

36,66182

5283,562

12

0,244

0,426

88,584

86,036

335,776

224,272

29744,341

19295,500

0,214847

0,869471

111,3

0,00068

807,3603

1022,25

3,670016

36,84147

5257,606

13

0,192

0,355

89,312

87,030

333,924

222,524

29823,410

19366,267

0,167682

0,868906

113,2

0,000681

805,4323

1032,25

3,73029

37,02783

5191,624

14

0,143

0,275

89,998

88,150

335,867

220,672

30227,391

19452,271

0,123936

0,868382

115,2

0,000682

803,4802

1042,25

3,795244

37,62058

5125,433

15

0,100

0,200

90,600

89,200

335,897

222,616

30432,271

19857,335

0,086093

0,867929

117

0,000682

801,7422

1052,25

3,859404

37,95768

5145,182

16

0,068

0,138

91,048

90,068

333,903

222,646

30401,165

20053,238

0,058255

0,867596

118,5

0,000683

800,3425

1062,25

3,918921

37,98519

5117,03

17

0,042

0,088

91,412

90,768

335,104

220,651

30632,484

20028,059

0,035838

0,867328

119,6

0,000683

799,2884

1072,25

3,975388

38,32469

5038,013

18

0,025

0,050

91,650

91,300

113,252

221,852

10379,500

20255,090

0,021277

0,867154

120,4

0,000683

798,545

1082,25

4,027774

12,99802

5028,855


По данным таблицы 9 можем сказать, что расход жидкости больше в нижней части колонны, а расход пара – в верхней.

Таблица 9 является сводной таблицей всех расчетов по колонне.

Из таблицы 9 видно, что самое нагруженное место по парам в колонне – вторая тарелка. Допустимая скорость паров для трапецевидной тарелки:

(74)

где - допустимая скорость паров в полном сечении колонны, м/с;

и - плотности жидкости и пара на второй тарелке, кг/м3 ;

c – коэффициент для расчета скорости паров;

для основных типов тарелок с=900 [2].

(75)

где V – расход пара на второй тарелке, м3

Принимаем диаметр колонны D=1,7 м.


3.10. Расчет высоты ректификационной колонны

Высота колонны складывается из нескольких зон:

(76)

- верхняя зона – зона для подачи орошения и создания отстойной зоны:

=0,8м.

- зона питания для разделения сырьевого пара и сырьевой жидкости:

=1 м.

- нижняя зона – зона создания столба жидкости:

=1 м.

- расстояние между тарелками, зависит от типа тарелок, зоны сепарации:

=0,5…0,6 м. Примем =0,5 м.

- фактическое число тарелок в колонне; =39.

Таким образом, общая высота колонны:

3.11 Расчет конденсатора-холодильника

Рис. 29 Конденсатор-холодильник

Уравнение теплообмена: (77)

Откуда (78)

Где - нагрузка конденсатора-холодильника, ккал/ч;

,

K – коэффициент теплопередачи, ккал/(м2 ·ч·С);

Для водяного конденсатора паров узких бензиновых фракций коэффициент теплопередачи возьмем

[2]

- средняя разность температур между теплообменивающимися средами (дистиллята и воды) в конденсаторе-холодильнике.

Найдем - среднюю логарифмическую разность температур.

Имеем два теплоносителя:

- пар со второй тарелки поднимаясь охлаждается от температуры tнач =92,05 °С до температуры первой тарелки tконеч =91,2 °С;

- оборотная вода, температура которой tнач =28 °С стекает с верха колонны на вторую тарелку, нагревается до tконеч =50 °С

tнач =92,05 °С tконеч =91,2 °С

tконеч =50 °С tнач =28 °С

(79)

Расход холодной воды найдем по следующему уравнению:

откуда

где С – теплоемкость воды; С=1 ккал/(кг·°С);

=50-28=22·°С

3 .12 Расчет кипятильника

Рисунок 30 – Кипятильник

t17 =tниза =119,6 °С – температура низа колонны или температура на предпоследней тарелке.

t17 =119,6 °С t18 =120,4 °С


водяной пар

170°С 170°С

∆t = 50,4°С ∆t = 49,6 °С

Для кипятильника, обогреваемого конденсирующимся водяным паром, коэффициент теплопередачи К = 290 - 870 ккал/(м2 ·ч·С). Принимаем К=580 ккал/(м2 ·ч·К).

Расход водяного пара найдем по следующему уравнению:


, (82)

где r – скрытая теплота испарения водяного пара при заданном давлении. r=2056 кДж/кг = 490,69 ккал/кг (согласно [3]).

Когда жидкость нагревается, испаряется и нагревается получившийся пар, ∆t не играет роли, т.е. в уравнение общего количества тепла в этом процессе можно упростить и найти расход водяного пара по следующей формуле:

(83)

3.13 Расчет диаметра штуцеров

1. Расчет диаметра штуцера для ввода холодного орошения (штуцер 1)

. Примем

м3

Примем

2. Расчет диаметра штуцера для вывода паров дистиллята и орошения (штуцер 2)

. Примем

9548,081 м3

Примем

3. Расчет диаметра штуцера для ввода в колонну паров из кипятильника (штуцер 3)

. Примем

Примем

4. Расчет диаметра штуцера для вывода жидкости из колонны (штуцер 4)

38,32 м3

. Примем

Примем

5. Расчет диаметра штуцера для ввода сырья (штуцер 5)

Определим мольный расход сырьевого пара:

Молярный вес сырьевого пара:

Массовый расход сырьевого пара

Объемный расход сырьевого пара:


tF - температура сырья на входе в колонну.

Мольный расход сырьевой жидкости:

Молярный вес сырьевой жидкости:

Массовый расход сырьевой жидкости:

Плотность сырьевой жидкости при 20 °С:

- массовая доля бензола в сырье


Плотность сырьевой жидкости равна

Объемный расход сырьевой жидкости

Суммарный расход жидкости и пара

Примем скорость жидкости в штуцере 5 , тогда диаметр штуцера по формуле (84):

Примем

Заключение

В данной работе графо-аналитическим способом мы провели расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол. Рассчитали основные показатели работы и размеры ректификационной колонны: число теоретических тарелок в колонне Nтеор = 18, число фактических тарелок вверху колонны NФВ = 16, число фактических тарелок внизу колонны NФН = 23, диаметр колонны dК = 1,7 м, высота колонны H = 21,3 м, поверхность кипятильника FК =51,07 м2 , поверхность конденсатора – холодильника FК‑Х =246,8 м2 .

Список использованной литературы

1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. – М.: Химия, 1971 г.

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

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

ОТКРЫТЬ САМ ДОКУМЕНТ В НОВОМ ОКНЕ

ДОБАВИТЬ КОММЕНТАРИЙ [можно без регистрации]

Ваше имя:

Комментарий

Все материалы в разделе "Промышленность и производство"