Спроектировать ректификационную установку для разделения бензол – толуол

2.1 Материальный баланс колонны

Производительность колонны по дистилляту Р и кубовому остатку W определяется из уравнений материального баланса:

,

где F, Р, W - расход исходной смеси, дистиллята, кубового остатка, кг/с;

Х_F, Х_Р, Х_W - концентрация низкокипящего компонента в исходной смеси, кубовой остатке и дистилляте.

F = 10000 кг/ч = 2,78 кг/с

= 1,26 кг/с

W = 2,78 - 1,26 = 1,52 кг/с

2.2 Пересчет массовых долей

Пересчет массовых долей в мольные:

,

где M_A и M_Б - молярные массы низкокипящего (бензол) и высококипящего (толуол) компонентов, кг/кмоль.

2.3 Расчет рабочего флегмового числа

Для технологического расчета ректификационной колонны необходимо построить равновесную зависимость между жидкостью и паром для смеси в координатах У-X и t-X,У.

Определяем минимальное флегмовое число:

- концентрация легколетучего компонента в паре, находящегося в равновесии с исходной смесью X_F (графика У-X). = 70,5 %

Рабочее флегмовое число определяется как ,

где в - коэффициент избытка флегмы (в = 1,02?3,5).

Определяется рабочее флегмовое число R, отрезок B, число теоретических тарелок в колонне n_T, путем вписывания «ступенек» между равновесной и рабочими линиями. Рабочие линии строятся для каждого отрезка . Результаты расчетов заносим в таблицу 2.

Таблица 2

Строится график в координатах и из точки минимума на кривой определяется оптимальное рабочее флегмового число R: R_опт = 2,2 при

2.4 Расчет физико-химических параметров процесса колонны

Средние массовые расходы жидкости для верхней и нижней частей колонны определяются из соотношений:

L^B = P · R = Ф = 4421 · 2,2 = 9726,2 кг/ч

L^H = Ф + F = P · R + F = 9726,2 + 10000 = 19726,2 кг/ч

Средний расход пара по колонне постоянен:

G = P · (R + 1) = 4421 · (2,2 + 1) = 14147,2 кг/ч

средние концентрации жидкости:

средние концентрации пара:

где ; ; (график Х-У).

По диаграмме при средних концентрациях пара и жидкости определяются средние температуры пара, °С:

а) средние мольные массы жидкости:

;

б) средние мольные массы пара:

;

в) средние плотности пара:

;

,

г) средние плотности жидкости:

; ,

где с₁ и с₂ - плотности массы соответственно низкокипящего и высококипящего компонентов при температурах = 88,5?С и = 103?С

и - среднее массовые концентрации жидкости вверху и внизу колонны:

; ,

; = 800 кг/м³

; = 787,4 кг/м³

д) средние вязкости пара:

;

где и - среднее мольные массы пара в верху и низу колонны, кг/кмоль;

и - вязкости низкокипящего и высококипящего компонентов паровой смеси при температурах и , мПа·с

, 0,92 · 10^-2 мПа·с;

, 0,923· 10^-2 мПа·с

е) средние вязкости жидкости:

,

где и - вязкости НК и ВК компонентов жидкости при , мПа·с (табл. 2).

;

;

2.5 Определение диаметра колонны

Рабочая скорость пара для насадочной колонны:

,

где с_п и с_ж - плотность пара и жидкости.

Насадка - Кольца Рашига 25х25х3.

f=200м²/м³

Е=0,74 м²/м³

Низ колонны:

Верх колонны:

Диаметр колонны рассчитывают отдельно для верхней и нижней частей колонны:

Рассчитанные диаметры верхней и нижней частей колонны отличаются друг от друга на 3,5% < 10%, принимаем колонну одного диаметра, равного: D=1600 мм.

Принимаю d аппарата равным 1600 мм с насыпной насадкой, перераспределительными тарелками типа ТСН-ll (ОСТ 26-705-73) и распределительной тарелкой типа ТСН-lll (ОСТ 26-705-73).

Рабочая скорость пара в колонне при выбранном диаметре:

2.6 Определение тангенса угла наклона

Коэффициент массопередачи зависит от угла наклона кривой равновесия, причем этот угол является переменной величиной. Поэтому линию равновесия из графика Х-У (рис. 1) разбивают на равные участки вертикальными линиями, проведенными через точки Х₁ = 0,1; Х₂= 0,2 и т. д. Для каждого участка определяют тангенс угла наклона отрезка кривой равновесия:

2.7 Определение высоты колонны Расчет высоты насадки методом ВЭТТ:

Действительная высота насадки:

Общая высота насадки:

Высота колонны определяется по формуле:

,

где , - высота соответственно сепарационной части колонны, расстояние между днищем колонны и тарелкой.

2.8 Гидравлическое сопротивление слоя орошаемой насадки

где - гидравлическое сопротивление сухой насадки, Па.

,

где - свободный объём насадки, =0,74 м³/м³;

- эквивалентный диаметр насадки, =0,015 м;

- коэффициент сопротивления сухой насадки.

,

где - удельная поверхность насадки, =200 м²/м³.

Гидравлическое сопротивление для верхней части колонны:

Гидравлическое сопротивление для нижней части колонны:

Общее гидравлическое сопротивление для всей колонны:

2.9 Расчет патрубков

Внутренний диаметр патрубка определяется из уравнений расхода:

, откуда ,

где G - массовый расход перекачиваемой среды, кг/с;

с - плотность среды, кг/м³;

щ - скорость движения жидкости, м/с

Внутренний диаметр штуцера для вывода дистиллята из колонны:

Стандартный диаметр патрубка d_у = 200 мм (наружный диаметр 219 мм, толщина стенки 6 мм).

Внутренний диаметр штуцера для ввода пара в колонну:

Стандартный диаметр патрубка d_у = 300 мм (наружный диаметр 325 мм, толщина стенки 8 мм).

Внутренний диаметр штуцера на входе исходной смеси в колонну:

,

Стандартный диаметр патрубка d_у = 100 мм (наружный диаметр 108 мм, толщина стенки 5 мм) [2, прил. 7].

Внутренний диаметр штуцера на выходе кубового остатка из колонны:

Стандартный диаметр патрубка d_у = 80 мм (наружный диаметр 89 мм, толщина стенки 4 мм).

2.10 Расчет кипятильника

Исходные данные: