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--PAGE_BREAK----PAGE_BREAK--
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
/>
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 GFи gF– расходы пара и жидкости;
x*Fи 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 Fопределим 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 gFGFдолжна быть параллельна оси абсцисс. Точка Fнаходится на ноде, причем ее абсцисса соответствует величине />. По ноде определим температуру сырья tF=107,2°С. продолжение
--PAGE_BREAK--
/>
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 tи плотности />вещества.
/>
/>
где />и />— энтальпии компонентов соответственно в жидкой и паровой фазах;
М – молекулярная масса.
t1= 90,167 °С
/>
/>
/>
/>
t2= 96,441 °С
/>
/>
/>
/>
t3= 102,715 °С
/>
/>
/>
/>
t4= 108,989 °С
/>
/>
/>
/>
t5= 115,263 °С
/>
/>
/>
/>
t6= 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 />
t1= 90,167 °С
/>
/>
t2= 96,441 °С
/>
/>
t3= 102,715 °С
/>
/>
t4= 108,989 °С
/>
/>
t5= 115,263 °С
/>
/>
t6= 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 продолжение
--PAGE_BREAK--
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 XWиYDна энтальпийную диаграмму и получим координаты hWиHD.
/>
Энтальпия остатка hw=5350 ккал/кмоль
ЭнтальпиядистиллятаHD=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. продолжение
--PAGE_BREAK--
/>
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 />, продолжение
--PAGE_BREAK--
/>
Статьи расхода – тепло выносимое дистиллятом />, остатком />и через конденсатор />
/>
где />— подвод тепла, />— съем тепла.
/>
/>/>
/>/>
/>
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, Yзначения />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 Fи 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.
Расчет режима полного орошения
Режим полного орошения – режим работы колонны, когда число теоретических тарелок в колонне N = Nminи 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: продолжение
--PAGE_BREAK--
/>
/>
/>
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 DFпо оси Yв 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 WFпо оси Xв режиме рабочего орошения.
/>
Отложим на диаграмме />и />и соединим эти точки соответственно с точками Dи W. Результатом пересечения этих двух прямых будет точка F'.
Соединяем точки F' и Dи получим рабочую линию, оперативную линию для укрепляющей части колонны; соединяем точки F' и Wи получим еще одну рабочую линию, оперативную линию для отгонной части колонны.
Опускаем из точки Fпрямые, 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. продолжение
--PAGE_BREAK--
/>
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 продолжение
--PAGE_BREAK----PAGE_BREAK----PAGE_BREAK----PAGE_BREAK--
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 tопределятся из уравнения:
/>, кг/м3(67)
где />— коэффициент объемного расширения жидкости;
/>(68)
Плотность пара рассчитывается следующим образом:
/>, кг/м3(69)
Где Т– температура при нормальных условиях, Т=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) продолжение
--PAGE_BREAK--
/>(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
/ч
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 продолжение
--PAGE_BREAK--
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/с
/>
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: продолжение
--PAGE_BREAK--
— 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, ∆tне 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/ч
/>
Примем />
2. Расчет диаметра штуцера для вывода паров дистиллята и орошения (штуцер 2)
/>
/>. Примем />
/>9548,081 м3/ч
/>
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/ч
/>. Примем />
/>
Примем />
5. Расчет диаметра штуцера для ввода сырья (штуцер 5)
Определим мольный расход сырьевого пара:
/>
/> продолжение
--PAGE_BREAK--
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.