Расчет ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и бинарных смесей - Производство и технологии курсовая работа

Главная

Производство и технологии
Расчет ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и бинарных смесей

Понятие и виды ректификации. Кинетический расчет тарельчатого ректификационного аппарата для разделения бинарной смеси бензол-толуол графоаналитическим методом. Определение оптимального флегмового числа. Расчет диаметра, высоты и сопротивления колонны.


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.

Ректификацией называется тепломассообменный процесс разделения гомогенных смесей на составляющие, компоненты путем взаимодействия пара и жидкости, не находящихся в термодинамическом равновесии. При этом одна группа веществ, составляющих смесь, переходит преимущественно в пар (легколетучие, или низкокипящие компоненты - НКК), а другая часть - в жидкость, или кубовый остаток (высококипящие компоненты - ВКК).
Таким образом, в процессе ректификации происходит перенос веществ из фазы в фазу, что позволяет относить этот процесс к группе массообменных. Создание противоточных парового и жидкостного потоков, контактирующих между собой, осуществляется в ректификационных колоннах.
Исходная смесь F из своей емкости I насосом 2 подается через теплообменник 3, где она нагревается до температуры кипения, на питающую тарелку ректификационной колонны 4 и стекает в нижнюю часть колонны, называемую кубом.
Из куба часть жидкости отводится через делитель 12 в виде кубового остатка на холодильник 11, а другая - поступает в нагреватель колонны 9, где доводится до температуры кипения. Образовавшиеся в кипятильнике пары возвращаются в кубовую часть колонны и движутся навстречу жидкостному потоку вверх по колонне.
Из верхней сепарационной части колонны пары G поступают в дефлегматор 5, где частично или полностью конденсируются. Образовавшаяся жидкость с температурой кипения в делителе флегмы 6 делится на дистиллят Р, который поступает в конденсатор-холодильник 7 с целью снижения температуры готового продукта до требуемой температуры, и флегму Ф , подаваемую на орошение колонны на верхнюю тарелку и стекающую вниз навстречу паровому потоку.
Место ввода исходной смеси в ректификационную колонну (питающая тарелка) делит колонну на две части: верхнюю укрепляющую часть А и нижнюю исчерпывающую часть колонны В.
Исходная смесь F, как и флегма Ф, подается в колонну в виде жидкости при температуре кипения.
В схеме ректификационной колонны включается дополнительное оборудование, предназначенное для хранения исходной смеси I и дистиллята 8, а также насос 2 для перекачки исходной жидкой смеси.
Ректификационная колонна представляет собой цилиндрический аппарат, внутри которого смонтированы контактные устройства той или иной конструкции. В зависимости от типа контактных устройств ректификационные колонны делятся на пленочные, насадочные и тарельчатые.
Тарельчатые ректификационные колонны наиболее широко применяются в заводской практике, т.к. они имеют высокую разделительную способность, устойчиво работают при значительных колебаниях нагрузок по жидкости и пару, допускают создание аппаратов большого диаметра (10 - 15 м).
Расчеты ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и бинарных смесей базируются на общих Физико-химических закономерностях. Но в основе любого метода расчета лежит ряд исходных допущений, которые в значительной мере упрощают расчетную процедуру.
В предлагаемой методике расчета ректификационной колонны использованы следующие допущения.
1. Молярные потоки жидкости и пара на участке колонны между вводами и выводами продукта остаются постоянными.
2. Состав жидкости, стекающей в куб, равен составу пара, поднимающегося из куба.
3. Состав пара, поступающего из колонны в дефлегматор, равен составу жидкости, стекающей из дефлегматора в колонну.
В данной методической разработке предлагается использовать графоаналитический метод кинетического расчета тарельчатого ректификационного аппарата для разделения бинарной смеси.
2. Методика и расчет полной ректификационной колонны с сетчатыми тарелками
Рассчитать тарельчатую ректификационную колонну непрерывного действия для разделения бинарной смеси бензол - толуол производительностью по исходной смеси = 10 тыс. кг/час.
в кубовом остатке x W = 1,5% (масс.).
Давление в паровом пространстве дефлегматора 0,0998 Мпа.
2.2 Равновесие в системах пар-жидкость
Парциальное давление пара каждого компонента для идеальных жидких смесей зависит от температуры и пропорционально мольной доли данного компонента в жидкости (закон Рауля):
где р нкк и р вкк - парциальные давления низкокипящего и высококипящего компонентов, Па
Р нкк и Р вкк - упругость, или давление насыщенных паров над чистыми компонентами, Па
х - содержание низкокипящего компонента в жидкости, мольн. доли.
Общее давление пара над жидкостью равно сумме парциальных давлений (закон Дальтона):
Р = р нкк + р вкк = Р нкк * х + Р вкк * (1 - х) (3)
Решая это уравнение относительно х, получаем:
х = (Р - Р вкк )/(Р нкк - Р вкк ) (4)
Парциальное давление компонента можно получить по закону Дальтона:
р нкк = Р*у нкк или Р нкк *х = Р*у нкк (5)
где у нкк - содержание низкокипящего компонента в парах, мольн. доли.
При совместном решении уравнений (1) и (5) можно получить равновесный состав пара:
у нкк = р нкк /Р = Р нкк *х/(Р нкк * х + Р вкк * (1 - х)) = б*х/(1+(б - 1)*х, (6)
где б - относительная летучесть НКК.
При решении приведенных уравнений строятся следующие графики:
а) изобара равновесных составов, называемая кривой равновесия, определяющая равновесные составы пара и жидкости при постоянном давлении (рисунок 2);
б) изобары температур кипения и конденсации, определяющие температуру кипения жидкости и температуру конденсации паров заданного состава (рисунок 3).
Для построения этих графиков необходимо задаться рядом температур, лежащих между температурами кипения чистого бензола (80,1°С) и чистого толуола (110,6°С). Давление паров отдельных компонентов при заданных температурах находится по уравнению Антуана
где Р - давление паров над чистым компонентом при какой-то температуре, мм рт.ст.;
Таблица 1 - Значения констант А, В, С
Рисунок 1 - Диаграмма равновесия составов пар-жидкость
При температуре 80,1 0 С давление паров бензола равняется 756,26мм рт.ст.
Давление паров толуола при температуре 80,1 0 С по формуле (7):
lg P тол = 6,95 + 1343,94/(219,38 + 80,1) =2,46. P тол = 290,02 мм рт.ст.
При температуре 90,1 0 С давление паров бензола равняется
lg P бен = 6,91 + 1214,64/(221,2 + 90,1) = 3,01. P бен = 1019 мм рт.ст.
lg P тол = 6,95 + 1343,94 /(219,38+ 90,1) = 2,61. P тол = 405 мм рт.ст.
Давления паров бензола и толуола при других температурах в указанном интервале находятся аналогично и данные заносятся в таблицу 2.
По упругости паров компонентов при различных температурах находятся равновесные составы: жидкости формула (4) и пара формула (6), причем общее давление берётся Р = 760 мм рт.ст.
Определяем состав смеси, дистиллята и кубового остатка в мольных долях по низкокипящему компоненту по уравнению
х = х нкк /М нкк /( х нкк /М нкк + (1 - х нкк )/М вкк ) (8)
Пересчитаем по формуле (8) в мольные доли:
1)исходное питание х F = 0,75/78/(0,75/78 + (1 - 0,75/92) = 0,7797;
2)дистиллят х Р = 0,95/78/(0,95/78 + (1 - 0,95/92) = 0,9573;
3)кубовый остаток x W = 0,015/78/(0,015/78 + (1 - 0,015/92) = 0,0176.
На основании расчетных данных строятся изобары равновесия х - у (см. рисунок 2) и изобары температуры кипения и конденсации (см. рисунок 3).
Таблица 2 - Расчет равновесия смеси бензол - толуол
2.3 Определение оптимального флегмового числа
Флегмовым числом называется отношение количества флегмы Ф к количеству дистиллята Р:
На диаграмме х - у величина отрезка В на оси у, получаемого продолжением рабочей линии укрепляющей части колонны до пересечения с осью у, однозначно связана со значением флегмового числа
Минимальному значению флегмового числа соответствует максимальное значение отрезка В max , который образуется при проведении линии через точку С с координатами (х Р ; у Р ) и точку B i c координатами (x F ; у * F ) до пересечения с осью у
R min = (x P - B max )/B max (10 а )
В точке В 1 (см. рисунок 2) движущая сила равна 0, поэтому заданное разделение исходной смеси может быть достигнуто при различных значениях флегмового числа, больше R min .
При проверочном проектировании ректификационной колонны должно быть выбрано оптимальное значение флегмового числа, при котором рабочий объем аппарата будет минимальным.
где S к - площадь поперечного сечения колонны, м 2 ;
Рабочая высота колонны может быть определена по модифицированному уравнению массопередачи
где h x - высота колонны, эквивалентная единице переноса, м;
n ox - число единиц переноса (ЧЕЛ),
ЧЕП определяется по значениям рабочих и равновесных концентрации и, следовательно, изменяется при изменении флегмового числа.
Поперечного сечения колонны определяется из уравнения расхода
где V - объемный расход паровой фазы в колонне, м 3 /с;
Объемный расход паровой фазы в колонне при прочих равных условиях пропорционален молярному расходу у и, следовательно, можно записать
При заданной производительности колонны и условиях разделения величины у, h x , W остаются неизменными, и можно сделать вывод, что минимум рабочего объема совпадает с минимумом величины
Таким образом, задача отыскания оптимального флегмового числа сводится к задаче отыскания минимума функции
Определение минимума этой функции удобно производить графическим путем в следующей последовательности:
а) на графике х - у определяется значение В max и по формуле (10а) определяется величина R mi n ;
б) выбирается ряд значений флегмового числа, больших R mi n (5 - 6 значений);
в) для каждого выбранного значения флегмового числа графически на диаграмме х - у наносятся рабочие линии;
г) для каждого значения флегмового числа графическим путем вычисляется значение интеграла в пределах от x W до x P :
Перед проведением графического интегрирования целесообразно составить таблицу зависимости 1/(x - x * ) от значения х;
д) проведенные вычисления позволяют построить график в координатах (R + 1)* n ox от R.
Значение R, при котором функция имеет минимум, будет оптимальным значением флегмового числа R опт .
Нa диаграмме х - у (см. рисунок 2) наносится точка А (х W = y W =0,0176) и точка С (х P = y P = 0,9573), а на кривой равновесия наносится точка В 1 , с абсциссой х F = 0,7797. Из точки С проводится прямая линия через точку В 1 до пересечения с осью ординат, отсекая на ней отрезок В max = 0,6332. Тогда минимальное флегмовое число
R min = (0,9573 - 0,6332)/0,6332 ? 0,51.
Зададимся значениями флегмовых чисел от 0,55 до 3,05 и определим отрезки, отсекаемые на оси ординат, соответствующие флегмовым числам (см. формулу 10).
При R = 0,55 B = 0,9573/(0,55 + 1) = 0,6176.
При R = 1,05 B = 0,9573/(1,05 + 1) = 0,4670.
При R = 1,55 B = 0,9573/(1,55 + 1) = 0,3754.
При R = 2,05 B = 0,9573/(2,05 + 1) = 0,3139.
При R = 2,55 B = 0,9573/(2,55 + 1) = 0,2697.
При R = 3,05 B = 0,9573/(3,05 + 1) = 0,2364.
Концы каждого полученного отрезка соединяем с точкой С и строим линии рабочих концентраций для каждого значения флегмового числа.
Между линиями рабочих концентраций и равновесной кривой определяем значение x - x * для интервала х W = 0,0176 до х Р = 0,9573 и результаты определения в виде 1/(x - x * ) заносим в таблицу 3.
По величинам, помещенным в таблице 3, для каждого вертикального столбца методом интегрирования вычисляется число единиц переноса n ox для каждого флегмового числа.
Таблица 3 - Результаты определения движущей силы x - x *
Рисунок 3 - Графическое определение числа единиц переноса для различных значений R.
По найденным значениям n ox для каждого флегмового числа определяется величина (R + 1)* n ox , результаты заносятся в таблицу 4.
Таблица 4 - Определение величины (R + 1)* n ox
Cтроится график зависимости (R + 1)* n ox от R, минимальное значение на котором, соответствует оптимальному флегмовому числу. Чтобы найти минимум функции, приравниваем производную от нее к нулю и решаем уравнение.
Рисунок 4 - График зависимости (R + 1)* n ox от R
R опт = 1,1180. Находим отрезок В на линии ординат, соответствующий R опт = 1,1180 по формуле (10):
В опт = 0,9573/(1,1180 + 1) = 0,4520
2.4 Материальный баланс и уравнения рабочих линий
Материальный баланс для всей ректификационной колонны может быть представлен двумя уравнениями:
где F - расход исходной смеси, кг/ч;
x F , x Р , x W - содержание легколетучего компонента в питании, дистилляте и кубовом остатке, масс. доли.
2.4.1 Уравнение рабочей линии для укрепляющей части колонны
Выделяется произвольное сечение в верхней части аппарата (укрепляющей), для которой уравнение материального баланса по низкокипящему компоненту имеет вид
где G - расход пара из колонны, кг/ч;
L - расход жидкости в колонне, кг/ч;
х, у - концентрации НКК в жидкости и паре в произвольном сечении колонны;
х н - начальная концентрация НКК в жидкости;
у к - конечная концентрация НКК в паре.
G = Р + Ф = P + R*P = P*(1 + R) (22)
Тогда уравнение рабочей линии укрепляющей части колонны будет иметь вид
у = R/(R + 1)*x + х Р /(R + 1) (25)
2.4.2 Уравнение рабочей линии для исчерпывающей части колонны
Для произвольно выбранного участка в нижней части колонны (исчерпывающей) изменится расход жидкости
L / = Ф + F = P*R + f*P = P*(R + f) , (26)
где f = F/P - число питания колонны.
Тогда уравнение рабочей линии исчерпывающей части колонны будет иметь вид
у = (R + f)/(R + 1)*x + (f - 1)/(R + 1)*x W (27)
Из материального баланса (формулы 18 и 19) вычисляются расходы дистиллята и кубового остатка:
10000 *0,75 = Р*0,95 + 0,015*W (29)
Разделим уравнение (29) почленно на 0,015 и получим
Вычтем из уравнения (30) уравнение (28) и получим 490000 = 62,33*Р. Тогда Р = 490000/62,33 = 7861,38кг/ч, а W = 10000 - 7861,38 = 2138,62 кг/ч.
Уравнение рабочей линии для укрепляющей части колонны:
у = 1,1180/(1,1180 + 1)*х + 0,9573/(1,1180 + 1) = 0,528*х + 0,452 (31)
Уравнение рабочей линии для исчерпывающей части колонны:
у = (1,1180 + f)/(1,1180 + 1)*х + (f - 1)/(1,1180 + 1)*0,0176.
Найдем число питания колонны f = F/P*M P /M см , (32)
где M P и M см - молекулярные массы дистиллята и исходной смеси, кг/кмоль.
Найдем молекулярную массу исходной смеси по формуле
M см = М нкк *х + М вкк *(1 - х) = 78*0,7797+ 92*(1 - 0,7767) = 80,64 кг/кмоль
Тогда число питания колонны по формуле (32)
Окончательно уравнение рабочей линии для исчерпывающей части колонны:
у = (1,118 + 1,23)/(1,118 + 1)*х + (1,23 - 1)/(1,118 + 1)*0,0176 = 1,109*х + 0,0019 (33)
Диаметр ректификационной колоны рассчитывается по уравнению
где V сек - расход пара к колонне, м 3 /с;
w - скорость пара в свободном сечении аппарата, м/с.
Расход пара, поднимающегося по колонне можно определить из формулы
Плотность пара определим по уравнению
с п = M ср *Р к *Т 0 /(22,4*Р 0 *Т), (36)
где M ср - молекулярная масса смеси паров, кг/кмоль;
Р к - среднее давление в колонне, ат;
Т - средняя рабочая температура в колонне, К;
Т 0 и Р 0 - температура и давление при нормальных условиях.
Для расчета средней молекулярной массы смеси паров воспользуемся уравнением:
где М 1 , М 2 - молекулярная масса компонентов смеси, кг/кмоль;
у - концентрация легколетучего компонента в смеси паров, мольн. доли.
Для определения скорости пара в колонне с ситчатыми тарелками используется формула:
w = 0,22*(h T /(1 + h T ) - 2* h Ж )*( с ж / с п ) 0,5 , (38)
где h T - расстояние между тарелками, м;
h Ж - высота слоя жидкости на тарелке, м.
Высоту жидкости на тарелке вычислим по формуле:
где h пор - высота сливного порога, м;
Д h - высота жидкости над порогом, м.
Высота жидкости над порогом зависит от расхода жидкости на тарелке V Ж по уравнению:
где k - отношение плотности пены к плотности жидкости (принимается равным 0,5); b - длина сливного порога, м.
Для верхней (укрепляющей) части колонны расход жидкости на тарелке определяется уравнением:
где с ж - средняя плотность жидкости на тарелке, кг/м 3 .
Среднюю плотность жидкости рассчитаем по формуле:
где с 1 и с 2 - плотность компонентов смеси, кг/м 3 ;
х - концентрация легколетучего компонента в смеси, мольн. доли.
Для нижней (исчерпывающей) части колонны расход жидкости на тарелке определяется уравнением:
Определяются средние составы по НКК для жидкости и пара в укрепляющей части колонны:
х 1 = (х P + x F )/2 = (0,957 + 0,680)/2 = 0,868;
у 1 = (у P + у F )/2 = (0,910 + 0,780)/2 = 0,845
где 0,910 - состав пара в точке на рабочей линии, соответствующей составу исходной смеси, мольн. доли.
На диаграмме t - x, y (см. рисунок 3) находим температуры жидкости и пара: для жидкости х 1 = 0,868, t = 83 0 С;
Средняя молекулярная масса смеси паров при у 1 = 0,845 по формуле (37):
M ср = М 1 *у 1 + М 2 *(1 - у 1 ) = 78*0,845 + 92*(1 - 0,845) = 79,86 кг/кмоль.
с п = M ср *Р к *Т 0 /(22,4*Р 0 *Т) = 79,86*0,985*273/(22,4*360) = 2,66 кг/м 3 .
Тогда секундный расход пара по формуле (35):
V сек = Р*(R + 1)/с п = 7860,96*(1,118 + 1)/(2,66*3600) = 1,74 м 3 /с.
Плотность жидкости в верхней части колонны по формуле (42):
с ж = с 1 *х 1 + с 2 *(1 - х 1 ) = 812,1*0,868 + 805,4*(1 - 0,868) = 811,2 кг/м 3 ,
где 812,1кг/м 3 - плотность бензола при t = 83 0 С;
805,4 кг/м 3 - плотность толуола при t = 83 0 С.
Тогда расход жидкости по формуле (41):
V Ж = P*R/ с ж = 7860,96*1,118 /(811,2*3600) = 0,003 м 3 /с.
Для определения высоты жидкости над сливным порогом (формула 40) зададимся длиной порога b = 0,82 м:
Д h = (V Ж /1,85*k*b) 2/3 = (0,003/1,85*0,5*0,82) 2/3 = 0,0076 м.
Высота слоя жидкости на тарелке при высоте порога h пор = 0,04 м по формуле (39):
h Ж = h пор + Д h = 0,04 + 0,0076 = 0,0476 м.
Скорость паров в свободном сечении верхней части колонны по формуле (38) при h T = 0,4 м:
w = 0,22*(h T /(1 + h T ) - 2* h Ж )*( с ж / с п ) 0,5 = 0,22*(0,4/(1 + 0,4) - 2*0,0476)*(811,2/2,66) 0,5 = 0,731 м/с.
Тогда диаметр верхней части колонны по формуле (34):
D = (4*V сек /(р*w)) 0,5 = (4*1,74/(3,14*0,731)) 0,5 = 1,74 м.
Определяются средние составы по НКК для жидкости и пара в исчерпывающей части колонны:
х 2 = (х W + x F )/2 = (0,0176 + 0,780)/2 = 0,399;
у 2 = (у W + у F )/2 = (0,0176 + 0,910)/2 = 0,464
где 0,910 - состав пара в точке на рабочей линии, соответствующей составу исходной смеси, мольн. доли.
На диаграмме t - x, y (см. рисунок 3) находим температуры жидкости и пара: для жидкости х 2 = 0,399, t = 95 0 С;
Средняя молекулярная масса смеси паров при у 2 = 0,444 по формуле (37):
M ср = М 1 *у 2 + М 2 *(1 - у 2 ) = 78*0,464 + 92*(1 - 0,464) = 84,43 кг/кмоль.
с п = M ср *Р к *Т 0 /(22,4*Р 0 *Т) = 84,43*0,985*273/(22,4*373) = 2,72 кг/м 3 .
Тогда секундный расход пара по формуле (35):
V сек = Р*(R + 1)/с п = 7860,96*(1,118 + 1)/(2,72*3600) = 1,7 м 3 /с.
Плотность жидкости в нижней части колонны по формуле (42):
с ж = с 1 *х 2 + с 2 *(1 - х 2 ) =798,67*0,399 + 793,15*(1 - 0,399) = 795,35 кг/м 3 ,
где 798,67 кг/м 3 - плотность бензола при t = 95 0 С;
793,15 кг/м 3 - плотность толуола при t = 95 0 С.
Тогда расход жидкости по формуле (43):
V Ж = (P*R + F)/ с ж = (7860,96*1,118 +10000)/(795,35*3600) = 0,0065 м 3 /с.
Для определения высоты жидкости над сливным порогом (формула 40) зададимся длиной порога b = 0,82 м:
Д h = (V Ж /1,85*k*b) 2/3 = (0,0065/1,85*0,5*0,82) 2/3 = 0,0128 м.
Высота слоя жидкости на тарелке при высоте порога h пор = 0,04 м по формуле (39):
h Ж = h пор + Д h = 0,04 + 0,0128 = 0,0528 м.
Скорость паров в свободном сечении нижней части колонны по формуле (38) при h T = 0,4 м:
w = 0,22*(h T /(1 + h T ) - 2* h Ж )*( с ж / с п ) 0,5 = 0,22*(0,4/(1 + 0,4) - 2*0,0528)*(795,35/2,72) 0,5 = 0,677 м/с.
Тогда диаметр нижней части колонны по формуле (34):
D = (4*V сек /(р*w)) 0,5 = (4*1,7/(3,14*0,677)) 0,5 = 1,788 м.
Средний расход пара в колонне равен:
V сек ср = (1,74 + 1,7)/2 = 1,72 м 3 /с.
Тогда средняя скорость паров в свободном сечении колонны:
w ср = (0,731 + 0,677)/2 = 0,704м/с.
D = (4*V сек ср /(р*w ср )) 0,5 = (4*1,72 /(3,14*0,704)) 0,5 = 1,76 м.
Примем диаметр колонны D = 1,8 м типа КСС с ситчатыми тарелками по ОСТ 26-805-73 с типом тарелок ТС-Р (см. таблицу 5).
Доля свободного сечения ситчатых тарелок рассчитывается по уравнению:
f c = (f т - f су )*k 1 *(d 0 /t 1 ) 2 / f т , (44)
где f т - рабочее сечение тарелки, м 2 ;
f су - площадь сливных устройств, м 2 ;
k 1 - эмпирический коэффициент (при размещении отверстий по вершинам треугольников k 1 = 0,9);
f c = (1,64 - 0,45)*0,9*(4/11) 2 /1,64 = 0,0864.
Кинетические закономерности массообменных процессов записываются уравнением массопередачи в дифференциальной форме
где K y - коэффициент массопередачи, отнесенный к движущей силе;
у* - концентрация в паровой фазе, равновесная с концентрацией в жидкой фазе.
Для интегрирования этого уравнения необходимо знать характер поля концентраций в аппарате. Большинство тарельчатых аппаратов по характеру поля концентраций может быть отнесено к аппаратам полного смешения по жидкости и полного вытеснения по пару.
Из уравнения (45) с учетом поля концентраций, существующих на тарелке, легко получить
ln (y * - y к )/ (y * - y н ) = - К у *F/G или (y * - y к )/ (y * - y н ) = е - Ку* F / G .
Тогда (y * - y к ) = (y * - y н )* е - Ку* F / G . (46)
Совокупность всех точек с координатами (у к ; х к ) в пределах изменения концентрации от x W до x P дает кривую линию, называемую кинетической кривой.
Построение кинетической кривой производят в следующей последовательности:
а) на диаграмму x - y наносят равновесную и рабочую (при оптимальном флегмовом числе) линии;
б) в пределах x W - x P .выбирают ряд значений х (обычно 7-8 значений);
в) для каждого выбранного значения х по уравнению (46) вычисляется величина (y * - y к ). Необходимая для этого вычисления величина (y * - y н ) определяется по диаграмме х - у как разность между равновесной и рабочей концентрациями для каждого выбранного значения х;
г) полученные отрезки откладываются от равновесной линии вниз;
д) полученные в результате проведенного построения точки соединяются плавной кривой, которая является кинетической кривой.
Коэффициент массопередачи К у определяется по известному закону аддитивности фазовых сопротивлений
где в у - коэффициент массоотдачи в паровой фазе, отнесенный к рабочей площади тарелки;
в х - коэффициент массоотдачи в жидкой фазе, отнесенный к рабочей площади тарелки;
m - угловой коэффициент равновесия.
Угловой коэффициент зависит от концентрации и является переменной величиной, которую необходимо вычислять для каждого выбранного значения х.
Коэффициенты массоотдачи в у и в х рассчитываются по критериальным уравнениям.
В качестве расчетных уравнений можно рекомендовать для паровой фазы
Критерий Нуссельта диффузионный для паровой фазы определяют по уравнению
где l - характерный линейный размер, м;
D y - коэффициент диффузии в паровой фазе, м 2 /ч.
Критерий Рейнольдса для паровой фазы определяют по уравнению
где w - скорость пара в свободном сечении аппарата, м/с;
с п - плотность пара в колонне, кг/м 3 ;
м п - вязкость пара в колонне, Па*с.
Для жидкой фазы можно применить зависимость:
Nu / х = 38000*(Pr / x ) 0,62 . (51)
Критерий Нуссельта диффузионный для жидкой фазы определяют по уравнению:
Nu / х = в х *l*М х /(D х * с ж ), (52)
где М х - молекулярный вес жидкости, кг/кмоль;
с ж - плотность жидкости в колонне, кг/м 3 ;
D х - коэффициент диффузии в жидкой фазе, м 2 /с.
Критерий Прандтля диффузионный для жидкой фазы определяется зависимостью:
Pr / x = 3600* м ж / (D х * с ж ), (53)
где м ж - динамическая вязкость жидкости в колонне, Па*с.
Вместо уравнений (48) и (51) возможно использование других формул, приводимых в литературе.
По таблице равновесия (см. таблицу 2) на диаграмме х - у строится линия равновесия и по уравнениям (25) и (33) наносятся рабочие линии при оптимальном флегмовом числе R = 0,6 (рисунок 6).
Определяются средние концентрации по жидкости и пару в колонне
х ср = (х 1 + х 2 )/2 = (0,868 + 0,399)/2 = 0,634;
у ср = (у 1 + у 2 )/2 = (0,845 + 0,464)/2 = 0,654.
На диаграмме t - х, у (см. рисунок 3) находятся температуры жидкости и пара.
Для жидкости при х ср = 0,634, t х = 88 0 С.
Для пара при у ср = 0,654, t у = 94 0 С.
Молекулярный вес смеси пара определим по формуле (37):
M у = М 1 *у ср + М 2 *(1 - у ср ) = 78*0,654 + 92*(1 - 0,654) = 82,15 кг/кмоль.
Молекулярный вес смеси жидкости определим по формуле (37):
M х = М 1 *х ср + М 2 *(1 - х ср ) = 78*0,634 + 92*(1 - 0,634) = 82,40 кг/кмоль.
Плотность пара определим по уравнению (36)
с п = M у *Р к *Т 0 /(22,4*Р 0 *Т) = 82,15*0,985*273/(22,4*367) = 2,69 кг/м 3 .
Плотность жидкости определим по уравнению (42):
с ж = с 1 *х ср + с 2 *(1 - х ср ) = 806,1*0,634 + 799,9*(1 - 0,634) = 803,84 кг/м 3 ,
где 806,1 кг/м 3 - плотность бензола при t х = 88 0 С;
799,9 кг/м 3 - плотность толуола при t х = 88 0 С.
Динамическая вязкость пара при у ср = 0,654, t у = 94 0 С определяется по уравнению:
lg м п = y ср *lg м 1 + (1 - y ср )* lg м 2 , (54)
где м 1 и м 2 - динамическая вязкость паров компонентов, Па*с.
Динамическая вязкость паров компонентов находится по формуле Сазерленда:
м = 4,23*10 -4 *М 0,5 *Р кр 0,66 *Т кр - 0,167 *f 1 , (55)
где М - молекулярная масса компонента, кг/кмоль;
Р кр - критическое давление компонента, ат;
Т кр - критическая температура компонента, К.
f 1 - температурная функция вязкости газа (см. таблицу 7).
Значения для расчета по формуле (55) представлены в таблице 6.
Таблица 6 - Значения для расчета по формуле (55)
Рисунок 5 - Кинетическая кривая и число действительных тарелок
Для нахождения константы f 1 используется методика Сазерленда:
Приведённое значение температуры для бензола
Т пр = (Т 0 + t у )/ Т кр = (273 + 94)/562,4 = 0,652.
Т * = 1,33*Т пр = 1,33*0,652 = 0,867.
Этому значению соответствует константа f 1 = 0,5458.
Тогда вязкость бензола при t у = 94 0 С:
м б = 4,23*10 -4 *М 0,5 *Р кр 0,66 *Т кр - 0,167 *f 1 = 4,23*10 -4 *78 0,5 *48,6 0,66 *562,4 -0,167 * *0,5458 = 9,19*10 -3 мПа*с = 9,19*10 -6 Па*с
Для толуола приведённое значение температуры
Т пр = (Т 0 + t у )/ Т кр = (273 + 94)/591,64 = 0,620.
Т * = 1,33*Т пр = 1,33*0,620 = 0,824.
Для этого значения константа f 1 = 0,5180.
Тогда вязкость толуола при t у = 94 0 С:
м т =4,23*10 -4 *М 0,5 *Р кр 0,66 *Т кр -0,167 *f 1 =4,23*10 -4 *92 0,5 *40,56 0,66 *591,64 -0,167 * *0,5180 = 0,00834 мПа*с = 8,34*10 -6 Па*с.
Вязкость смеси паров в колонне по формуле (54):
lg м п = y ср *lg м б +(1-y ср )*lg м т =
=0,654*lg(9,19*10 -6 )+(1-0,654)*lg(8,34*10 -6 );
Таблица 7 - Температурная функция вязкости газа
Динамическая вязкость смеси жидкости в колонне при х ср = 0,634, t х = 88 0 С по формуле (54):
lg м ж = х ср *lg м 1 + (1 - х ср )* lg м 2 = 0,634*lg(2,93*10 -4 )+(1-0,634)*lg(2,99*10 -4 );
где 2,93*10 -4 - вязкость бензола при t х = 88 0 С, Па*с;
2,99*10 -4 - вязкость толуола при t х = 88 0 С, Па*с.
Значение критерия Рейнольда для паровой фазы по формуле (50):
Re у = w ср *l*с п /м п = 0,704*1,8*2,69/ 8,88*10 -6 = 383517,7.
Таблица 8 - Атомные объёмы при температуре кипения
Кислород в простых и сложных метиловых эфирах
Кислород в простых и сложных этиловых эфирах
Кислород в простых и сложных высших эфирах
Коэффициент диффузии для паровой фазы определяется по формуле:
D y = 0,00155*Т у 1,5 *(1/М нкк + 1/М вкк ) 0,5 /(Р к *(V 0,333 нкк + V 0,333 вкк ) 2 ), (56)
где М нкк - молекулярный вес низкокипящего компонента, кг/кмоль;
М вкк - молекулярный вес высококипящего компонента, кг/кмоль;
V нкк - молекулярный объём низкокипящего компонента, см 3 /г;
V вкк - молекулярный объём высококипящего компонента, см 3 /г.
Молекулярный объём низкокипящего компонента определяется по формуле:
V нкк = (6* V с + 6*V н ) - V кол , (57)
где V с - атомный объём углерода, см 3 /(г*атом);
V н - атомный объём водорода, см 3 /(г*атом);
V кол - атомный объём кольца, см 3 /(г*атом).
Атомные объёмы при температуре кипения даны в таблице 8.
V нкк = (6*14,8 + 6*3,7) - 15,0 = 96 см 3 /г.
Молекулярный объём высококипящего компонента определяется по формуле:
V вкк = (6* V с + 5*V н ) - V кол + (V с + 3* V н ). (58)
V вкк = (6*14,8 + 5*3,7) - 15,0 + (14,8 + 3*3,7) = 118,2 см 3 /г.
Тогда коэффициент диффузии для паровой фазы:
D y = 0,00155*(94 + 273) 1,5 *(1/78 + 1/92) 0,5 /(0,985*(96 0,333 + 118,2 0,333 ) 2 = 0,019 м 2 /с.
Коэффициент массоотдачи для паровой фазы может быть вычислен при совместном решении уравнений (48) и (49):
в у = D y *(0,79*Re y + 11000)/(22,4*l) = 0,019*(0,79*383517,7+ 11000)/(22,4*1,8) = 147,22 кмоль/(м 2 *ч).
Коэффициент диффузии для жидкой фазы определяется по формуле:
D х = 0,00278*(1/М нкк + 1/М вкк ) 0,5 /(В*(м ж ) 0,5 *(V 0,333 нкк + V 0,333 вкк ) 2 ), (59)
где В - эмпирический коэффициент (для не ассоциированных жидкостей В = 1);
D х = 0,00278*(1/78 + 1/92) 0,5 /(1*(0,296) 0,5 *(96 0,333 + 118,2 0,333 ) 2 ) = 8,77*10 -6 м 2 /с = 3,16*10 -2 м 2 /ч.
Тогда значение критерия Прандтля диффузионного для жидкости по формуле (53):
Pr / x = 3600* м ж / (D х * с ж ) = 3600*2,96*10 -4 /(8,77*10 -6 *803,84) = 151,13.
Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе определим при совместном решении уравнений (51) и (52):
в х = 38000* с ж * D х *( Pr / x ) 0,62 /(l*М х ) = 38000*803,84*8,77*10 -6 *(151,13) 0,62 /(2,6*82,40) = 40,54 кмоль/(м 2 *ч).
Для расчёта коэффициента распределения (равновесия) или углового коэффициента равновесия m применяется уравнение:
Используя диаграмму х - у (см. рисунок 2) находим равновесные и рабочие концентрации в жидкости (х) и парах (у). По уравнению (60) находим коэффициент распределения m, а по уравнению (47) находим коэффициент массопередачи К у . Полученные значения сведём в таблицу 9.
Находим число единиц переноса из уравнения:
n OY = 22,4*Т к *Р 0 * К у *ц/(3600*w c р *Т 0 *Р к ), (61)
где ц = f т /f к = 1,64/2,54 = 0,65.
n OY = 22,4*367*1*16,7010*0,65/(3600*0,704*273*0,988) = 0,1428
Находим величину 1 - Е = С у = е nOY (62)
Таблица 9 - Изменение значений m и К у в зависимости от концентраций
Учитывая то, что точки А i принадлежат рабочей линии, а точки С i принадлежат равновесной линии, изменение концентрации НКК в па
Расчет ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и бинарных смесей курсовая работа. Производство и технологии.
Реферат: Социальная реклама 8
Реферат: История нашего календаря. Скачать бесплатно и без регистрации
Как Оформить Диссертацию
Контрольная Работа 7 Класс Функция
Курсовая работа по теме Инвестиционная деятельность банка и пути её совершенствования (на примере ОАО 'Белагропромбанк')
Средняя Квадратическая Величина Реферат
Дипломная работа: Анализ особенностей системы государственного управления в Российской Федерации
Менің Бөлмем Ағылшынша Эссе
Доклад: Михайло Васильевич Ломоносов
Умные Слова Для Сочинения
Типография Прошить Дипломную Работу
Курсовая работа по теме Характеристика организации, как объекта управления
Как Написать Эссе По Статье Пример
Курсовая работа по теме Конструкторская и технологическая подготовка производства моделей мужских пиджаков
Судові та правоохоронні органи України, Юзікова
Импульсные трансформаторы
Конспекты лекций: Деловая этика
Реферат: Міжнародне становище країн Азії та Африки в повоєнні роки
Анализ Конкурентоспособности Продукции Курсовая Работа
Реферат: Некрасов. Скачать бесплатно и без регистрации
Архитектура Майя - Культура и искусство презентация
Розрахунок напівпровідникового діода та біполярного транзистора - Коммуникации, связь, цифровые приборы и радиоэлектроника курсовая работа
Процесс работы реечного толкателя - Производство и технологии контрольная работа