Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол - Химия курсовая работа

Главная

Химия
Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол

Построение изобарных температурных кривых, изобары, комбинированной энтальпийной диаграммы. Расчет однократного испарения бинарной смеси. Материальный баланс ректификационной колонны. Расчет режима полного орошения. Построение профиля температур.


посмотреть текст работы


скачать работу можно здесь


полная информация о работе


весь список подобных работ


Нужна помощь с учёбой? Наши эксперты готовы помочь!
Нажимая на кнопку, вы соглашаетесь с
политикой обработки персональных данных

Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.


Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол - толуол
изобарный бинарный ректификационный орошение
Ректификация бинарных систем является процессом разделения растворов на один или два практически чистых компонента путем осуществляемого в ректификационной колонне многократного двустороннего массообмена между движущимися противотоком парами и жидкостью.
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.
Способ контактирования фаз внутри колонны: ступенчатый (на тарелках) или непрерывный (вдоль слоя насадки), оказывает существенное влияние на глубину достигаемого разделения и на методы анализа и расчета процесса в целом.
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.
Если две неравновесные фазы, паровую и жидкую, привести во взаимный контакт и создать возможно более благоприятные условия для массопередачи, а затем после обмена веществом и энергией отделить эти фазы одну от другой каким-нибудь механическим способом, то всю такую операцию в целом принято называть одной ступенью контакта. Механизм работы тарельчатой колонны, взятый в чистом виде, состоит в том, что ее тарелки действуют как ряд вполне самостоятельных ступеней контакта для встречающихся и перемешивающихся паровых и жидких потоков. Существенно, что на тарелках колонны истинный противоток паров и флегмы полностью нарушается (чего не происходит в насадочной колонне), и контактирующие фазы обмениваются веществом и энергией вследствие стремления взаимодействующих сред к состоянию равновесия.
Чтобы установить эталон для оценки работы тарелок колонны, вводится понятие об идеальной контактной ступени или теоретической тарелке, характеризующейся тем, что в ходе массообмена взаимодействующие потоки достигают равновесного состояния.
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.
В термодинамической теории массообменных процессов разделения при переходе от составов фаз в одном межтарелочном отделении к составам фаз в соседнем за количественную основу принимается гипотеза теоретической тарелки (ступени). Особенность этой теории состоит в том, что она не занимается вопросом о механизме процесса и не исследует диффузионной природы и кинетической картины явления массопередачи на контактной ступени. Теория массообменных процессов разделения, основанная на концепции теоретической тарелки (ступени), изучает предельные условия проведения процесса и устанавливает эталоны, сравнением с которыми можно получить правильное суждение о работе практического аппарата и о степени его отклонения от наиболее совершенного в данных условиях образца.
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
Для построения кривых изобар нам необходимо знать зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Р i , поэтому воспользуемся эмпирическим уравнением Антуана:
lg P i = A i - B i / (C i + t), (1)
где А i , В i , С i - эмпирические величины, постоянные для каждого компонента.
Для определения температур кипения бензола (низкокипящего компонента) t КБ и толуола (высококипящего компонента) t КТ , 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 Р i в уравнение подставим давление в середине колонны р, т.е.
t КБ = B Б / (A Б - lg р) - C Б = 1214 / (4,031 - lg 1,47) - 221,205= 93,15°С;
t КТ = B Т / (A Т - lg р) - C Т = 1345 / (4,074 - lg 1,47) - 219,516= 124,765°С.
Далее в пределах рассчитанных температур кипения компонентов зададимся 8 температурами:
Дt =(t КТ - t КБ ) / 7= (124,765 - 93,15) / 7=4,516°С;
Давления насыщенных паров компонентов Р Б и Р Т найдем по уравнению (1):
P Б1 = 10 (4,031 29 - 1214 ,65 / (221,2 05 + 93,15 )) = 1,470 ата;
P Т1 = 10 (4,074 27 - 1345 ,09 / (219,5 16 + 93,15 )) = 0,592 ата.
P Б2 = 10 (4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 9 7,67 )) = 1,668 ата;
P Т2 = 10 (4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 9 7,67 )) = 0,682 ата.
P Б3 = 10 (4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 102,18 )) = 1,885 ата;
P Т3 = 10 (4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 102,18 )) = 0,782 ата.
P Б4 = 10 (4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 106,69 )) = 2,123 ата;
P Т4 = 10 (4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 106,69 )) = 0,893 ата.
P Б5 = 10 (4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 111,22 )) = 2,384 ата;
P Т5 = 10 (4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 111,22 )) = 1,017 ата.
P Б6 = 10 (4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 115,73 )) = 2,668 ата;
P Т6 = 10 (4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 115,73 )) = 1,153 ата.
P Б7 =10 (4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 120,25 )) = 2,979 ата;
P Т7 =10 (4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 120,25 )) = 1,304 ата.
P Б 8 =10 (4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 124,765 )) = 3,315 ата;
P Т 8 =10 (4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 124,765 )) = 1,469 ата.
Определим мольные доли бензола в кипящей жидкой фазе
где К Б - константа фазового равновесия бензола.
x' 1 = (1,47 - 0,592)/(1,47 - 0,592) = 1;
x' 2 = (1,47 - 0,682)/(1,668 - 0,682) = 0,809;
x' 3 = (1,47 - 0,782)/(1,885 - 0,782) = 0,633
x' 2 = (1,47 - 0,893)/(2,123 - 0,893) = 0,477;
x' 2 = (1,47 - 1,017)/(2,384 - 1,017) = 0,339;
x' 2 = (1,47 - 1,153)/(2,669 - 1,153) = 0,215;
x' 2 = (1,47 - 1,304)/(2,978 - 1,304) = 0,105;
x' 2 = (1,47 - 1,469)/(3,315 - 1,469) = 0,0;
Для построения кривой равновесия фаз и изобарных температурных кривых составим таблицу полученных данных:
Величины энтальпии для различных веществ в жидком и газообразном состоянии мы можем рассчитать по эмпирическим зависимостям от температуры t и относительной плотности с 20 4 вещества:
h i = [(0,403 + 0,000405·t) · t · (с 20 4 ) -1/2 ] · M, ккал / кмоль (5)
H i = [(50,2 + 0,109·t + 0,00014·t 2 ) · (4 - с 20 4 ) - 73,8] · M, ккал / кмоль(6)
где h i и H i - энтальпии вещества в жидком состоянии и газообразном состоянии,
M - молярная масса вещества, кг/кмоль.
Найдем энтальпии бензола h Б , H Б и толуола h Т , H Т при различных температурах по уравнениям (5) и (6):
h Б1 = [(0,403 + 0,000405·93,15) · 93,15 · (0,879) -1/2 ] · 78,11 = 3415,48 ккал / кмоль;
H Б1 = [(50,2 + 0,109·93,15 + 0,00014·93,15 2 ) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9231,62 ккал / кмоль;
h Т1 = [(0,403 + 0,000405·93,15) · 93,15 · (0,8669) -1/2 ] · 92,14 = 4056,53 ккал / кмоль;
H Т1 = [(50,2 + 0,109·93,15 + 0,00014·93,15 2 ) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 10957,11 ккал / кмоль.
h Б2 = [(0,403 + 0,000405·97,67) · 97,67 · (0,879) -1/2 ] · 78,11 = 3596,08 ккал / кмоль;
H Б2 = [(50,2 + 0,109·97,67 + 0,00014·97,67 2 ) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11= 9380,95 ккал / кмоль;
h Т2 = [(0,403 + 0,000405·97,67) · 97,67 · (0,8669) -1/2 ] · 92,14 = 4271,035 ккал / кмоль;
H Т2 = [(50,2 + 0,109·97,67 + 0,00014·97,67 2 ) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11133,93 ккал / кмоль.
h Б3 = [(0,403 + 0,000405·102,18) · 102,18 · (0,8790) -1/2 ] · 78,11 = 3777,665 ккал / кмоль;
H Б3 = [(50,2 + 0,109·102,18 + 0,00014·102,18 2 ) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 95,31,34 ккал / кмоль
h Т3 = [(0,403 + 0,000405·102,18) · 102,18 · (0,8669) -1/2 ] · 92,14 = 4486,6958 ккал / кмоль;
H Т3 = [(50,2 + 0,109·102,18 + 0,00014·102,18 2 ) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11312 ккал / кмоль.
h Б4 = [(0,403 + 0,000405·106,69) · 106,69 · (0,8790) -1/2 ] · 78,11 = 3960,615 ккал / кмоль;
H Б4 = [(50,2 + 0,109·106,69 + 0,00014·106,69 2 ) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9683,119 ккал / кмоль;
h Т4 = [(0,403 + 0,000405·106,69) · 106,69 · (0,8669) -1/2 ] · 92,14 = 4703,984 ккал / кмоль;
H Т4 = [(50,2 + 0,109·106,69 + 0,00014·106,69 2 ) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11491,72 ккал / кмоль.
h Б5 = [(0,403 + 0,000405·111,22) · 111,22 · (0,8790) -1/2 ] · 78,11 = 4145,757 ккал / кмоль;
H Б5 = [(50,2 + 0,109·111,22 + 0,00014·111,22 2 ) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9836,964 ккал / кмоль;
h Т5 = [(0,403 + 0,000405·111,22) · 111,22 · (0,8669) -1/2 ] · 92,14 = 4923,87 ккал / кмоль;
H Т5 = [(50,2 + 0,109·111,22 + 0,00014·111,22 2 ) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11673,88 ккал / кмоль.
h Б6 = [(0,403 + 0,000405·115,73) · 115,73 · (0,8790) -1/2 ] · 78,11 = 4331,455 ккал / кмоль;
H Б6 = [(50,2 + 0,109·115,73 + 0,00014·115,73 2 ) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = = 9991,519 ккал / кмоль;
h Т6 = [(0,403 + 0,000405·115,73) · 115,73 · (0,8669) -1/2 ] · 92,14 = 5144,426 ккал / кмоль;
H Т6 = [(50,2 + 0,109·115,73 + 0,00014·115,73 2 ) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11856,88 ккал / кмоль.
h Б7 = [(0,403 + 0,000405·120,25) · 120,25 · (0,8790) -1/2 ] · 78,11 = 4518,94 ккал / кмоль;
H Б7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,25 2 ) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 10147,81 ккал / кмоль;
h Т7 = [(0,403 + 0,000405·120,25) · 1220,25 · (0,8669) -1/2 ] · 92,14 = 5367,1 ккал / кмоль;
H Т7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,25 2 ) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 12047,94 ккал / кмоль.
h Б7 = [(0,403 + 0,000405·124,765) · 124,765 · (0,8790) -1/2 ] · 78,11 = 4707,592 ккал / кмоль;
H Б7 = [(50,2 + 0,109·124,765 + 0,00014·124,765 2 ) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 10305,31 ккал / кмоль;
h Т7 = [(0,403 + 0,000405·124,765) · 124,765 · (0,8669) -1/2 ] · 92,14 = 5591,16 ккал / кмоль;
H Т7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,25 2 ) · (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:
Имея все необходимые данные, проведем расчет с помощью электронных таблиц Excel.
Построим энтальпийную диаграмму, используя составленную таблицу рассчитанных данных.


Рисунок 6 - Схема процесса однократного испарения (ОИ)
Материальный баланс процесса ОИ представим следующим образом
F · x' F = G F · y * F + g F · x * F , (14)
где G F и g F - 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:
x' F = e' · y * F + (1 - e') · x * F , (15)
где e' = G' 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:
если y * F = 0, то x * F = x' F / (1 - e') = 0,47 / (1 - 0,5) = 0,94;
если x * 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 t F = 110,2°C.
e' = (x' F - x * F ) / (y * F - x * F ) = (h F - h g ) / (H G - h g ), (16)
где из диаграммы - h F = 7425 ккал / кмоль, h g = 4575 ккал / кмоль, H G = 10500 ккал / кмоль.
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 Q Bmin и минимальный теплоотвод Q Dmin , соответствующие режиму минимального орошения. Для этого на энтальпийной диаграмме найдем минимальные удельные теплоподвод (Q B /W) min и теплоотвод (Q D /D) min :
(Q B /W) min = 9675 ккал / кмоль; (Q D /D) min = 11887,5 ккал / кмоль;
Q Bmin = (Q B /W) min ·W' = 135,974·9675 = 1315548,45 ккал/ч;
Q Dmin = (Q D /D) min ·D' = 11887,5·115,72 = 1375621,5 ккал/ч


Рисунок 5 - Схема полной ректификационной колонны
Материальный баланс для ректификационной колонны можно выразить следующим образом:
для низкокипящего компонента (бензола)
F' · x' 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,
W и W' - массовые расходы остатка в кг/ч и кмоль/ч.
Для перевода единицы измерения кг/ч в кмоль/ч рассчитаем средние молярные массы сырья M F , дистиллята M D и остатка M W по правилу аддитивности:
M F = M Б · x' F + M Т · (1 - x' F ) = 78,11 · 0,47 + 92,14 · (1 - 0,47) = 85,42 кг/кмоль;
M D = M Б · y' D + M Т · (1 - y' D ) = 78,11 · 0,987 + 92,14 · (1 - 0,987) = 78,182 кг/кмоль;
M W = M Б · x' W + M Т · (1 - x' W ) = 78,11 · 0,03 + 92,14 · (1 - 0,03) = = 91,58 кг/кмоль.
Рассчитаем производительность ректификационной колонны в кмоль/ч:
F' = F / M F = 21500 / 85,42 = 251,697 кмоль/ч.
Отсюда можно найти массовые расходы бензола F' Б , F Б и толуола F' Т , F Т в сырье:
F' Б = F' · x' F = 251,697 · 0,47 = 118,291 кмоль/ч;
F Б = F' Б · M Б = 118,291 · 78,11 = 9227,166 кг/ч;
F' Т = F' · (1 - x' F ) = 251,697 · (1 - 0,47) = 133,399 кмоль/ч;
F Т = F' Т · M Т = 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:
D' / F' = (x' F - x' W ) / (y' D - x' W ), (11)
W' / F' = (y' 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.
Отсюда можно найти массовые расходы D, D' Б , D' Т , D Б , D Т :
D = D' · M D = 115,72 · 78,478 = 9047,22 кг/ч;
D' Б = D' · y' D = 115,72 · 0,987 = 114,215 кмоль/ч;
D' Т = D' · (1 - y' D ) = 115,72 · (1 - 0,987) = 1,504 кмоль/ч;
D Б = D' Б · M Б = 114,215 · 78,11 = 8908,77 кг/ч;
D Т = D' Т · M Т = 1,504 · 92,14 = 138,368 кг/ч.
Аналогично рассчитаем массовые расходы W', W, W' Б , W' Т , W Б , W Т :
W' = 251,697 · (0,987 - 0,47) / (0,987 - 0,03) = 135,974 кмоль/ч;
W = W' · M W = 135,974 · 91,58 = 12452,498 кг/ч;
W' Б = W' · x' W = 135,974 · 0,03 = 4,079 кмоль/ч;
W' Т = W' · (1 - x' W ) = 135,974 · (1 - 0,03) = 131,895 кмоль/ч;
W Б = W' Б · M Б = 4,079 · 78,11 = 318,162 кг/ч;
W Т = W' Т · M Т =131,895 · 92,14 = 12134,34 кг/ч.
Составим материальный баланс в виде таблицы:
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 (Q B ) отводится из колонны парами дистиллята (D·H D ), жидким остатком (W·h W ) и через конденсатор на верху колонны (Q D ).
F · h F + Q B = D · H D + W · h W + Q D , (17)
Зная минимальный удельный теплоподвод (Q B /W) min , можем определить величину (Q B /W):
где n' - коэффициент избытка теплоподвода.
(Q B /W) = 1,29·9675 = 12480,75 ккал / кмоль.
Q B = (Q B /W) · W' = 12480,75·135,974 = 1697057,5 ккал/ч.
Согласно правилу рычага F, W и D лежат на одной прямой, то по энтальпийной диаграмме можем определить (Q D /D):
Q D = (Q D /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 h W = 5475 ккал/ч. Проверим сходимость теплового баланса по формуле (17):
F · h F + Q B = D · H D + W · h W + Q D ;
251,697·7425 + 1697057,5 = 115,72·9262,5 + 135,974·5475 + 1774551,735;
Расчет продолжаем, так как относительная погрешность сходимости теплового баланса составляет 0,69%.
Режим полного орошения - режим работы колонны, когда число теоретических тарелок в колонне N = N 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.
Отсюда минимальное число теоретических тарелок N 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 б ср , (28)
где б ср - среднегеометрическое значение относительной летучести:
Относительная летучесть представляет собой отношение давлений насыщенных паров бензола и толуола:
Рассчитаем относительную летучесть вверху б В и внизу б Н колонны:
б В = P БВ / P T В = 1,4325 / 0,6 = 2,4875.
б Н = P Бн / P T Н = 3,195 / 1,41 = 2,2659.
По уравнению (29): б ср = (б В · б Н ) 1/2 = (2,2659·2,4875) 1/2 = 2,3744.
Отсюда находим минимальное число тарелок по формуле (28):
N 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 = R n -1 / (R n -1 + 1) · x' n -1 + y' D / (R n -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:
где R min - минимальное флегмовое число. R min = 0,987/ 0,35 - 1 = 1,82. Режим минимального орошения - работа ректификационной колонны, когда флегмовое число R = R min 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:
R раб = n' · R min = 1,29 · 1,82 = 2,3478.
Далее находим ординату точки B при x' = 0, соответствующую отношению:
y' D / (R раб + 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.
Отсюда число теоретических тарелок N теор. по кривой равновесия фаз равно 17.
Можно проводить расчет, используя паровое число.
(П раб +x' w )/ (П раб +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:
где G n и g n -1 - встречные неравновесные потоки соответственно пара и жидкости.
G n · y' n = g n -1 · x' n -1 + D · y' D , (20)
G n · H n = g n -1 · h n -1 + D · H D + Q D , (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 · H n = g n -1 · h n -1 + D · (H D + Q D / D),
G n · H n = g n-1 · h n-1 + D · H * D , (22)
где H * D - условная энтальпия дистиллята.
Приняв во внимание уравнение (19), мы можем также записать уравнения (20) и (22) в следующем виде:
R n -1 = g n -1 / D = (y' D - y' n ) / (y' n - x' n -1 ) = (H * D - H n ) / (H n - h n -1 ), (23)
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. g 1 , находящейся на изобарной кривой испарения. Линия D - g 1 отвечает ноде на изобарном графике. Точке g 1 на изобарном графике соответствует т. g 1 на энтальпийном. Линия D - g 1 отвечает ноде на энтальпийном графике. Проведя рабочую линию через полюс - т. D и т. g 1 , получим - на пересечении этой линии с кривой энтальпии паров - т. G 2 , которая определяет состав паров, поднимающихся со второй тарелки концентрационной части колонны.
Расчет ведем от тарелки к тарелке по направлении к зоне питания. Каждая нода соответствует одной теоретической тарелке. Расчет заканчиваем тогда, когда какая-то рабочая линия пересечет на энтальпийной диаграмме ноду сырья. Число теоретических тарелок в верхней части колонны N теор(в) = 8.
Аналогичный расчет проводим для нижней части колонны. Чило теоретических тарелок в нижней части колонны N 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:
8. Расчет жидкостных и паровых нагрузок по высоте колонны
Флегмовые R n и паровые П n числа соответственно для концентрационной и отгонной частей ректификационной колонны определим по тепловой диаграмме как отношения отрезков:
R n = g n / D = G n +1 D / g n G n +1 и П n = G n / W = Wg n +1 / g n +1 G n
т.е. для 1 тарелки: R 1 = g 1 / D = 20,5/7,85=2,611
для 8Ч тарелки: П 8 Ч = G 8 / W = 16,8 / 8,9 = 1,888.
По рассчитанным данным можем определить мольные расходы жидкости g n и пара G n :
для концентрационной части колонны:
GЧ n +1 =GЧ n +gЧ n -g n -1 ', (32)
gЧ n +1 = GЧ n +g n '-GЧ n -1 (33)
т.е. для 1 тарелки: g 1 = 2,611 · 115,72 = 302,1449 кмоль/ч;
для 8Ч тарелки: g 8 Ч = 251,14+387,7978-388,47 = 387,118 кмоль/ч;
G 8 Ч = 1,846 ·135,974 = 251,01 кмоль/ч.
Найденные мольные расходы пересчитываем в массовые, используя следующие уравнения:
где M gn и M Gn - средние молярные массы соответственно равновесных потоков жидкости и паров, покидающих n - ную тарелку, кг /кмоль.
M gn = M Б · x' n + M Т · (1 - x' n ), (37)
M Gn = M Б · y' n + M Т · (1 - y' n ), (38)
Для 1 тарелки: M g 1 = 78,11 · 0,955 + 92,14 · (1 - 0,955) = 78,29 кг/кмоль;
M G 1 = 78,11 · 0,987 + 92,14 · (1 - 0,987) = 78,74 кг/кмоль;
G = 115,72 · 78,74 = 9059,995 кг/ч.
Составим таблицу полученных данных (расчет произведен с помощью электронных таблиц Excel):
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:
где N Ф - число фактических тарелок; N - число теоретических тарелок; з - КПД тарелки и з = 0,5 ? 0,7 для укрепляющей части колонны и з = 0,3 ? 0,5 для отгонной.
Число фактических тарелок в верхней части колонны:
Число фактических тарелок в нижней части колонны:
Итак, в верхней части колонны - 12 тарелок, а в нижней - 18 тарелок.
Из опыта эксплуатации принимаем расстояние между тарелками h = 500 мм. Высота колонны рассчитываем по следующей формуле:
H = H 1 + H 2 + H 3 + (N - 2) · h, (48)
где N - число фактических тарелок в колонне. N = 30.
H 2 - высота зоны питания, м; H 3 - высота для самотека, м;
H 1 - высота для распределения орошения, м.
Из опыта эксплуатации принимаем H 2 = 1 м; H 3 = 1 м; H 1 = 1 м.
H = 1 + 1 + 1 + (30 - 2) · 0,500 = 12 м.
Итак, высоту колонны принимаем H = 12000 мм.
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 · ((с t g - с G ) / с G ) 1/2 , (45)
где w доп - допустимая скорость паров в полном сечении колонны, м/с;
с t g - плотность жидкости, стекающей с первой(2) тарелки. с t g = 831,16 кг/м 3 ;
с G - плотность пара, поступающего со второй(3) тарелки. с G = 3,8265 кг/м 3 ;
С - коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелок, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости у. С=900.
Рассчитаем объемный расход паров следующим образом:
1с G 2 = M G 2 / 22,4 · T 0 / (T 0 + t 2 ) · р, (40)
где T 0 - температура при н.у. T 0 = 273 K.
с G2 = 78,6011 / 22,4 · 273 / (273 + 95) · 1,47 = 3,8265 кг/м 3 ;
V G 2 = 32844,62 /3,8265 = 8583,244 м 3 /ч.
с t gn = (с 20 4 g - б · (t n - 20)) · 1000, (42)
где б - средняя температурная поправка:
с 20 4 g - относительная плотность жидкости при 20°С.
с 20 4 g = 1 / (x n / с 20 4 Б + (1 - x n ) / с 20 4 Т ), (43)
где с 20 4 Б и с 20 4 Т - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; x n - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.
x 2 = 78,11 / 79,3727 · 0,910 = 0,8955;
с 20 4 g = 1 / (0,8955 / 0,8790 + (1 - 0,8955) / 0,8669) = 0,878;
б = 0,001828-0,00132 · 0,878 = 0,00067
с t g 2 = (0,878 - 0,00067 · (95 - 20)) · 1000 = 831,16 кг/м 3 ;
d K = (V G 2 / (0,785 · w доп ) ) 1/2 , (46)
где d K - диаметр колонны, м; V G 1 - максимальная паровая нагрузка.
V G = 8583,244 м 3 /ч = 2,384 м 3 /с.
Выбираем тарелки колпачкового типа. При макси
Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол курсовая работа. Химия.
Курсовая работа по теме Управление финансами негосударственных пенсионных фондов
Курсовая Безопасность Ребенка
Реферат: Чехов. Степь
Реферат: Формирование стратегии управления
Реферат: Madonna Essay Research Paper MadonnaMadonna is an
Реферат: Психическая напряжённость и её влияние на деятельность. Скачать бесплатно и без регистрации
Общение В Мире Животных Реферат
Реферат: Паспорт туристских ресурсов. Скачать бесплатно и без регистрации
Дипломная работа: Психолого-педагогическое сопровождение личностного и профессионального самоопределения старшеклассников
Курсовая Работа Читать
Диссертация На Тему Трансформация Ценностно-Смысловых Составляющих Менталитета Поколений В Условиях Социокультурного Кризиса России
Реферат: Совет директоров. Скачать бесплатно и без регистрации
Контрольная работа по теме НДФЛ. Налогоплательщики, объект налогообложения, налоговая база
Доклад Достопримечательности Москвы Колесо Обозрения
Реферат по теме История и логика евгеники
Реферат: Радиационная безопасность 3
Курсовая работа по теме Создание растровых и векторных цифровых карт Туймазинского района
Реферат: Познавательные процессы воображение и мышление 2
Курсовая Работа На Тему Кислотно-Щелочное Равновесие
Решебник По Английскому Контрольная Работа
Исследование отношения населения к иммигрантам на фоне реформы миграционной политики - Социология и обществознание практическая работа
Образование в условиях ноосферной среды - Педагогика реферат
Эффективность деятельности органов местного самоуправления Нижегородской области - Государство и право курсовая работа