Расчет полной ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол

Размещено на http://www.allbest.ru/

Министерство образования и науки Российской Федерации

Федеральное агентство по образованию

Государственное образовательное учреждение высшего профессионального образования

«УФИМСКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ НЕФТЯНОЙ ТЕХНИЧЕСКИЙ УНИВЕРСИТЕТ»

Кафедра нефтехимии и химической технологии

Расчет полной ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол - толуол

Уфа 2015

Содержание

Введение

1. Построение зависимости давление насыщенных паров от температуры. Построение изобары комбинированной диаграммы и ху-диаграммы

2. Расчет однократного испарения бинарной смеси

3. Расчет материального баланса ректификационной колонны

4. Расчет теплового баланса ректификацинной колонны

5. Расчет режима полного орошения

6. Расчет числа тарелок на комбинированной и ху-диаграммы

7. Расчет профиля концентраций и нагрузок по высоте колонны

8. Расчет фактического числа тарелок

9. Расчет диаметра колонны

10. Расчет высоты ректификационной колонны

11. Расчет конденсатора-холодильника

12. Расчет кипятильника

13. Расчет диаметра штуцеров

Вывод

Список использованной литературы

Введение

Ректификацией называется диффузионный процесс разделения жидких смесей взаимно растворимых компонентов, различающихся по температурам кипения, который осуществляют путем противоточного, многократного контактирования неравновесных паровой и жидкой фаз.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рис. 1

Для обеспечения ректификации необходимо в верхней части колонны навстречу парам организовать поток жидкости (флегмы, орошения). Для этого на верху колонны тем или иным способом отнимается тепло О_а (тепло парциального конденсатора). За счет этого часть паров, поднимающихся с верхней тарелки, конденсируется, образуя необходимый нисходящий поток жидкости.

В нижней части колонны нужно обеспечить восходящий поток паров. Для этого в низ колонны тем или иным способом подводится тепло О_в (тепло кипятильника). При этом часть жидкости, стекающей с нижней тарелки, испаряется, образуя поток паров.

Та часть колонны, куда вводится сырье, называется секцией питания, или эвапорационным пространством, часть ректификационной колонны, находящаяся выше ввода сырья -- верхней, концентрационной или укрепляющей, а ниже ввода сырья -- нижней, отгонной или исчерпывающей. В обеих частях колонны протекает один и тот же процесс ректификации.

В зависимости от назначения колонны могут быть полными, т.е. иметь концентрационную и отгонную части, или неполными, имеющими одну из названных частей, Укрепляющая колонна имеет только верхнюю часть, и сырье подается в низ колонны (рис. ГУ-4, 6). Отгонная колонна имеет только нижнюю часть, и сырье вводится на верхнюю тарелку. Неполные колонны применяются в тех случаях, когда к чистоте нижнего продукта укрепляющей колонны или верхнего продукта отгонной колонны не предъявляются высокие требования. Наличие конденсатора и кипятильника в таких колоннах позволяет обеспечить необходимые жидкостные и паровые нагрузки.

Рис. 2

Наряду с простыми колоннами, которые делят смесь на два продукта, различают также сложные колонны, в которых число отбираемых продуктов больше двух (рис. ГУ-4 а, а). Эти продукты могут выводиться из основной или из отпарных колонн в виде дополнительных боковых погонов.

Для проведения процесса ректификации необходимо в низ колонны подвести тепло. При этом часть жидкости, стекающей с нижней тарелки отгонной части колонны, испаряется, образуя необходимый для процесса ректификации встречный поток паров. Подвод тепла может быть осуществлен различными способами.

Рис. 3

Для обеспечения нормальной работы ректификационной колонны необходимо на верху ее отводить определенное количество тепла для конденсации части паров и образования потока флегмы (орошения).

Рис. 4

В промышленной практике получили распространение три основных способа отвода тепла: поверхностный парциальный конденсатор, холодное испаряющееся орошение и циркуляционное неиспаряюшееся орошение.

Цель работы и исходные данные:

Таблица 1

Параметр	Значение
P, атм	1,12
	0,48
e	0,48
	0,97
	0,029
n	1,23
F, т/ч	15,90

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

бензол ректификационный колонна тепловой

1. Построение зависимости давления насыщенных паров от температуры. Построение изобары, комбинированной диаграммы и XY-диаграммы.

Таблица 2. - Табличные данные по каждому компоненту.

Название	Коэффициенты к уравнению Антуана.		М
	A	B	C
Бензол	4,03129	1214,65	221,205	0,8790	78
Толуол	4,07427	1345,09	219,516	0,8669	92

Для определения температур кипения низкокипящих и высококипящих компонентов используем уравнение Антуане:

; (1)

Строим графическую зависимость давления, насыщенного пара от температуры кипения компонентов.

Для этого в уравнение (1) вместо Р подставляем р в атмосферах.

Для бензола: t=(1214,65/(4,03129-lg 1,12))- 221,205= 83.82 C

Для толуола: t=(1345,09/(4,07427-lg 1,12))- 219,516=114.66 C

Расстояние между этими температурами кипения делим на 5 отрезков.

t= (114.66-83.82)/5=6.168 С;

t2= 89.988 C;

t3 = 96.156 C;

t4=102.324 C;

t5= 108.492 C.

По уравнению рассчитываем давления насыщенных паров компонентов:

(2);

Для бензола:

P=10^ (4,03129-1214,65/(221,205+83,82))=1,12 атм

P=10^ (4,03129-1214,65/(221,205+89,988))= 1.34 атм

P=10^ (4,03129-1214,65/(221,205+96,156))= 1.59 атм

P=10^ (4,03129-1214,65/(221,205+102,324)) =1.89 атм

P=10^ (4,03129-1214,65/(221,205+108,492))= 2.22 атм

P=10^ (4,03129-1214,65/(221,205+114,66))= 2.59 атм

Для толуола:

P= 10^(4,07427-1345,09/(219,516+83,2))= 0.427 атм

P= 10^(4,07427-1345,09/(219,516+89,988))= 0,53атм

P= 10^(4,07427-1345,09/(219,516+96,156))= 0.65 атм

P= 10^(4,07427-1345,09/(219,516+102,324))= 0.78 атм

P= 10^(4,07427-1345,09/(219,516+108,492))= 0.94 атм

P= 10^(4,07427-1345,09/(219,516+114,66))= 1,12 атм

Определяем мольные доли низкокипящего компонента в кипящей жидкой фазе:

(3)

X'1= (1,12-0,427)/(1,12-0,427)=1;

X'2= (1,12-0,53)/(1,34-0,53)= 0.72;

X'3= (1,12-0,65)/(1,59-0,65)= 0.5;

X'4= (1,12-0,78)/(1,89-0,78)= 0.3;

X'5= (1,12-0,94)/(2,22-0,94)= 0.14;

X'6=(1,12-1,12)/(2,59-1,12)= 0

И в равновесной паровой фазе:

; (4)

y'1=1,12/1,12*1=1;

y'2= 1,34/1,12*0,72=0.86;

y'3= 1,59/1,12*0,5=0.70;

y'4= 1,89/1,12*0,3=0.50;

y'5= 2,22/1,12*0,14=0.27;

y'6=2,59/1,12*0=0

Построим график.(Приложение 1, рисунок 1).

Рис. 5 Зависимость давления насыщенных паров от температуры

Построение энтальпийной диаграммы.

Энтальпии компонентов определяем из эмпирических формул:

(7)

(8)

для бензола:

H1=((60,2+0,109*83,82+0,00014*83,82^2)*(4-0,8790)-73,8)*78=11362.15 кКал/кмоль

H2= ((60,2+0,109*89,988+0,00014*89,988^2)*(4-0,8790)-73,8)*78=11562.36 кКал/кмоль

H3=((60,2+0,109*96,156+0,00014*96,156^2)*(4-0,8790)-73,8)*78=11765.15 кКал/кмоль

H4=((60,2+0,109*102,324+0,00014*102,324^2)*(4-0,8790)-73,8)*78=11970.54 кКал/кмоль

H5=((60,2+0,109*108,492+0,00014*108,492^2)*(4-0,8790)-73,8)*78=12178.53 кКал/кмоль

H6= ((60,2+0,109*114,66+0,00014*114,66^2)*(4-0,8790)-73,8)*78=12389.1 кКал/кмоль

для толуола:

H1= ((60,2+0,109*83,82+0,00014*83,82^2)*(4-0,8669)-73,8)*92=13479.79 кКал/кмоль

H2= ((60,2+0,109*89,988+0,00014*89,988^2)*(4-0,8669)-73,8)*92=13716.85 кКал/кмоль

H3= ((60,2+0,109*96,156+0,00014*96,156^2)*(4-0,8669)-73,8)*92=13956.97 кКал/кмоль

H4= ((60,2+0,109*102,324+0,00014*102,324^2)*(4-0,8669)-73,8)*92=14200.16 кКал/кмоль

H5= ((60,2+0,109*108,492+0,00014*108,492^2)*(4-0,8669)-73,8)*92=14446.43 кКал/кмоль

H6= ((60,2+0,109*114,66+0,00014*114,66^2)*(4-0,8669)-73,8)*92=14695.76 кКал/кмоль

Вычисляем по формуле (8):

H1общ=11362,15*1+13479,79*(1-1)= 11362.15 кКал/кмоль

H2общ= 11562,36*0,86+13716,85*(1-0,86)= 11863.98 кКал/кмоль

H3общ= 11765,15*0,7+13956,97*(1-0,7)= 12422.69 кКал/кмоль

H4общ=11970,54*0,5+14200,16*(1-0,5)= 13085.35 кКал/кмоль

H5общ=12178,53*0,27+14446,43*(1-0,27)= 13834.09 кКал/кмоль

H6общ= 12389,1*0+14695,76*(1-0)= 14695.76 кКал/кмольДля бензола:

h₁=(0,403*83,82+0,000405*83,82^2)*78/(0,8790)^0,5=3047.02 кКал/кмоль

h2=(0,403*89,988+0,000405*89,988^2)*78/(0,8790)^0,5=3289.95 кКал/кмоль

h3= (0,403*96,156+0,000405*96,156^2)*78/(0,8790)^0,5=3535.43 кКал/кмоль

h4=(0,403*102,324+0,000405*102,324^2)*78/(0,8790)^0,5=3783.48 кКал/кмоль

h5=(0,403*108,492+0,000405*108,492^2)*78/(0,8790)^0,5=4034.09 кКал/кмоль

h6=(0,403*114,66+0,000405*114,66^2)*78/(0,8790)^0,5=4287.27 кКал/кмоль

Для толуола:

h1=(0,403*83,82+0,000405*83,82^2)*92/(0,8669)^0,5=3618.92 кКал/кмоль

h2=(0,403*89,988+0,000405*89,988^2)*92/(0,8669)^0,5=3907.44 кКал/кмоль

h3=(0,403*96,156+0,000405*96,156^2)*92/(0,8669)^0,5=4199 кКал/кмоль

h4=(0,403*102,324+0,000405*102,324^2)*92/(0,8669)^0,5=4493.60 кКал/кмоль

h5=(0,403*108,492+0,000405*108,492^2)*92/(0,8669)^0,5=4791.25 кКал/кмоль

h6=(0,403*114,66+0,000405*114,66^2)*92/(0,8669)^0,5=5091.95 кКал/кмоль

Вычисляем по формуле (9):

hобщ1=3047,02*1+3618,92*(1-1)= 3047.02 кКал/кмоль

hобщ2=3289,95*0,72+3907,44*(1-0,72)= 3462.84 кКал/кмоль

hобщ3=3535,43*0,5+4199,00*(1-0,5)= 3867.21 кКал/кмоль

hобщ4=3783,48*0,3+4493,60*(1-0,3)= 4280.56 кКал/кмоль

hобщ5=4034,09*0,14+4791,25*(1-0,14)= 4685.24 кКал/кмоль

hобщ6=4287,27*0+5091,95*(1-0)= 5091.95 кКал/кмоль

2. Расчет однократного испарения бинарной смеси

Рис. 6

Необходимо найти ,,.

X'f/(1-e')=0,48/(1-0,48)= 0.92

Откладываем точку А. На диагонали откладываем . Соединяем А и N. Находим равновесные x*F, y*F.

x*F=0,38 y*F=0,48

Строим комбинированную диаграмму.

По диаграмме смотрим Tf=100 C;

e расх= (x'F-x*F)/(y'F-y*F)= (0,48-0,38)/(0,59-0,38)= 0,47

e исх= 0,48

Значения достаточно близкие. Посчитаем ошибку:

E= (0,47-0,48)/0,48 *100%= 2%

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рис. 7

3. Расчет материального баланса ректификационной колонны

Материальный баланс общий:

По низкокипящему компоненту:

F,W,D- мольные расходы.

Переведем массовые расходы в мольные.

MсрF=0,48*78+(1-0,48)*92=85,88

Для дистиллята:

MсрD=0,97*78+(1-0,97)*92=78,42

Для остатка:

MсрW=0,029*78+(1-0,029)*92=91,594

F'=15,9*1000/85,28=186,44 кмоль/ч

По правилу рычага :

Для дистиллята :

=0,4793

D'=F'*0,4793=89,36 кмоль/ч

D= D'*MсрD=89,36*78,42= 7007,6 кг/ч

Для остатка:

=0,5207

W'=F'*0,5207=97,079 кмоль/ч

W=W'*Mсрw=97,079*91,594=8892 кг/ч

Находим количественное соотношение компонентов в сырье в дистилляте и остатке:

F'бенз=186,44*0,48=89,491 кмоль/ч - содержание бензола

F'тол=F'*(1-x'F)=186,44*91-0,48)=96,9кмоль/ ч - содержание толуола

Переводим в кг/ч:

Fбенз=F'бенз*Mбенз=89,491*78=6980,298 кг/ч

Fтол=F'тол*Mтол=96,949*92=8919,289 кг/ч

Теперь для дистиллята:

D'бенз=D'*y'D=89,36*0,97=86,68 кмоль/ч

D'тол= D'*(1-y'D)=89,36*(1-0,97)=2,681 кмоль/ч

Переводим в кг/ч:

Dбенз=D'бенз*Мбенз=86,68*78=6761,82 кг/ч

D'тол=D'тол*Мтол=2,681*92=246,652 кг/ч

Теперь для остатка:

W'бенз=W'*X'w=97,079*0,029=2,8153 кмоль/ч

W'тол= W'*(1-X'w)= 97,079*(1-0,029)=94,2637 кмоль/ч

Переводим в кг/ч:

Wбенз=W'бенз*Мбенз=2,8153*78=219,5934 кг/ч

Wтол=W'тол*Мтол=94,2637*92=8672,2604 кг/ч

Рассчитанные данные сводим в таблицу:

Таблица 3 Обобщение расчета материального баланса ректификационной колонны

	Сырье	дистиллят	остаток
	Кмоль/ч	Кг/ч	Кмоль/ч	Кг/ч	Кмоль/ч	Кг/ч
Толуол	96,949	8919,289	2,681	246,652	94,2637	8672,2604
Бензол	89,491	6980,298	86,68	6761,82	2,8153	219,5934
всего	186,44	15899	89,361	7008,472	97,079	8891.8583

4. Расчет теплового баланса тепловой диаграммы

- Тепловой баланс для полной колонны

Из графика:

hf=8234 ккал/кмоль

(Qb/w)min=17118,51 ккал/кмоль

(Qd/D)min=15428,7 ккал/кмоль

hw=6717,51 ккал/кмоль

HD=13052 ккал/кмоль

Далее находим:

(Qd/D)раб=(Qd/D)min*n=15428,7*1,23=18976,44 ккал/кмоль

(Qd)раб=(Qd/D)раб*D=18976,44*89,361=1695753,65 ккал/ч

(Qb/W)раб=(qb/W)min*n=15428,7*1,23=18977,3 ккал/кмоль

(Qb)раб=(Qb/W)раб*W=18977,3*97,079=1842297,3 ккал/ч

186,44*8234+1842297,3=89,361*13052+97,079*6717,51+1695753,65

3377444.26=3514222.57

Ошибка:

E=(3514222.57-3377444.26)/ 3514222.57*100%=3%

5. Расчет режима полного орошения

Графически Nmin=8

Необходимо рассчитать минимальное число теоретических тарелок.

По уравнению Фенсе-Андервуда:

б находим отдельно для каждой температуры!

Верх колонны:

Для бензола:

Для толуола:

Размещено на http://www.allbest.ru/

Низ колонны: Для бензола:

Для толуола:

Размещено на http://www.allbest.ru/

Nmin=lg(0,97/(1-0,97)*(1-0,029)/0,029)/lg3,394= 6

6. Расчет числа тарелок на комбинированной и х-у-диаграммы

Расчет числа теоретических тарелок на х-у -диаграмме

Rm=1,749 и Пm=1,853

Rраб=n*Rm=1,23*1,749=2,1513

Праб=n*Пm=1,23*1,853=2,2791

Y'/(1+Rраб)=0,3

(Пm+x')/(Пm+1)=0,659

Откладываем на x-у диаграмме и строим теоретические рабочие тарелки.

Nраб=16

Расчет числа тарелок на комбинированной диаграмме.

В укрепляющей секции получилось 7 тарелок;

В отгонной части получилось 10 тарелок.

Всего в ректификационной колонне 17 тарелок.

7. Расчет профиля концентраций и нагрузок по высоте колонны

Таблица 4. - t, x, у по тарелкам колонны.

N	t	x	y
1	85,17	0,93	0,970
2	86,56	0,86	0,938
3	88,71	0,77	0,890
4	91,46	0,66	0,824
5	94,39	0,56	0,749
6	96,99	0,47	0,675
7	99,02	0,40	0,612
8	100,02	0,37	0,579
9	100,93	0,34	0,548
10	102,17	0,30	0,505
11	103,75	0,26	0,449
12	105,58	0,21	0,382
13	107,51	0,16	0,308
14	109,35	0,12	0,235
15	110,95	0,08	0,168
16	112,24	0,05	0,112
17	113,24	0,029	0,067

Построим зависимости n(t), n(x), n(y).

Расчет нагрузок по высоте колонны.

Рис. 8

1) Укрепляющая секция

Баланс по 1 тарелке:

Смотрим из энтальпийной диаграммы.

Считаем нагрузки на каждой тарелке.

Рис. 9 1 тарелка



Флегмово число : R1=g'1/D'=320,83/113,60=2,8

g'1=R1*D'=318,08 кмоль/ч

G'2=g'1+D'1=431,68 кмоль/ч

Рис. 10 2 тарелка.

Материальный баланс для 2 тарелки:

Флегмово число :

R2=g'2/D'=319,37/114,57=2,78

g'2=R2*D'=309,3 кмоль/ч

G'3=G'2+g'2-g'1=422,9 кмоль/ч

На остальных тарелках (с 1 тарелки до 7 тарелки) нагрузки находим аналогично. Их значения сведены в таблице.

2) Отгонная секция.

17 тарелка: Материальный баланс для 17 тарелке будет:

g'16=G'17+W'

Паровое число : П17=G'17/W'= 242,17/130,7=1,85



Рис. 11

G'17=П17*W'=252,89 кмоль/ч

g'16=G'17+W'=389,59 кмоль/ч

16 тарелка:

Материальный баланс для 16 тарелки :

G'17+g'15=g'16+G'16

Паровое число: П16=G'16/W'=241,23/131,82=1,83

G'16=П16*W'=241,23 кмоль/ч

g'16=g'16+G'16-G'17=376,93 кмоль/ч

На остальных тарелках( с 7 тарелки до 15 тарелки) нагрузки находим аналогично. Их значения сведены в таблице 4.

Теперь переводим в :

Таблица 5. Концентрационная секция

N	R	G	g	X'	Y'	МG	Mg
		Кмоль/ч	Кг/ч	Кмоль/ч	Кг/ч
1	2,8	131,82	10337	318,08	25121	0,93	0,970	78.42	78.98
2	2,79	431,68	34448	316,97	25267	0,86	0,938	78.98	79,96
3	2,71	427,26	33984	314,84	25503	0,77	0,890	79.54	81.22
4	2,54	425,15	34233	313,01	25903	0,66	0,824	80.52	82.76
5	2,35	417,81	34110	311,22	26192	0,56	0,749	81.64	84,16
6	2,18	412,37	34070	309,03	26265	0,47	0,675	82.62	85.42
7	2,05	407,10	33976	307,28	26402	0,40	0,612	83.46	86,4

Таблица 6 Отгонная секция

N	П	G	g	X'	Y'	МG	Mg
		Кмоль/ч	Кг/ч	Кмоль/ч	Кг/ч
1	1,85	230,28	19320	365,21	31707	0,37	0,57	84.02	86.82
2	1,54	230,76	19421	367,14	32029	0,34	0,54	84.44	87.24
3	1,57	231,92	19713	370,93	32567	0,30	0,50	85	87.8
4	1,62	232,18	19930	371,4	32816	0,26	0,44	85.84	88.36
5	1,67	234,91	20361	373,12	32968	0,21	0,38	86.68	89.06
6	1,72	236,15	20729	373,98	33306	0,16	0,30	87.8	89.76
7	1,76	237,41	21077	374,49	33823	0,12	0,23	88.78	90.32
8	1,8	239,47	21494	375,45	34120	0,08	0,16	89.76	90.88
9	1,83	241,23	21821	376,93	34413	0,05	0,11	90.46	91.3
10	1,85	252,89	23053	114,57	10492	0,029	0,06	91.16	91.58

8. Расчет фактического числа тарелок

Nукр=(Nт-1)/mукр=(7-1)/0,6=10

Nотг=(Nт-1)/mотг=(10-1)/0,4=22,5=23

9. Расчет диаметра колонны

Самая большая нагрузка на 2 тарелке

Pп2=78,945/22,4*273/(273/85,56)*932,96/760=3.29 кг/м^3

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рис. 12

Теперь находим Vп2=Gп2/Рп2=34448/3,29=10470.5 м^3/ч

Мольные концентрации переводим в массовые

концентрации:

x2=x'2*Mбенз/Mсрж2=0,8*78/79,47=0.78

Поправка на температуру:

Находим допустимую скорость:

Теперь диаметр:

d=sqrt(10470,5/0,785*1,4*36000)=1,626м

по ГОСТ выбираем d=1,8 м

10. Расчет высоты колонны

H=1100+(10-1)*550+1000+(23-1)*500+1100

H=19150м

11. Расчет конденсатора - холодильника

Для смеси ?t=86,56-50=36,56 C

Для воды ?t=85,17-20=65,17 C

?tср= (?tб- ?tм)/ln(?tб/ ?tм)=(65,17-36,56)/ln(65,17/36,56)= 49.49 C

Коэффициент теплопередачи К=128,9 ккал/кв.м.*ч*с

Поверхность аппарата F=Q/(К*?tср)=1695753,65/(128,9*49,49)= 265.82кв.м.

Расход оборотной воды gводы=Q/(Cводы*?t по воде)= 1695753,65/(1*30)= 56525.12кг/ч

Рис. 13

12. Расчет кипятильника

Рис. 14

Для смеси ?t=169,6-109,35=60.25 C

Для воды ?t=169,6-110,95=58.65 C

?tср= (?tб- ?tм)/ln(?tб/ ?tм)=(60,25-58,65)/ln(60,25/58,65)= 59.44 C

Коэффициент теплопередачи Книза=290…870 ккал/кв.м.*ч*С

К=580 ккал/кв.м.*ч*С

Поверхность аппарата F=Q/(K+?tср)=1842297,3/(580*59,44)=53.43 кв.м.

Расход водяного пара gпара=Q/r= 1842297,3/490,93=3752.66 кг/ч

13. Расчет штуцеров

Расчет штуцера вывода паров.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

0,387м;

Округляем до стандартного

Смотрим фланец на 400 мм (8 ата) на 10 ата: D=565 mm; Расчет диаметра штуцера ввода холодного орошения.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Поправка на температуру:

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Округляем до стандартного

Расчет штуцера ввода паров из кипятильника:

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

0,3035м;

Округляем до стандартного

Расчет штуцера ввода остатка.

Поправка на температуру:

Округляем до стандартного Расчет диаметра ввода сырья.

Смотрим фланец на 500 мм (8 ата) на 10 ата: D=670 mm;

Вывод

В данной работе был произведен расчет полной ректификационной колонны. Был рассчитан материальный баланс для данной колонны, в ходе которого были определены нагрузки по тарелкам, а также определено, что для обеспечения оптимальной работы колонны необходимо 17 теоретический тарелок (7- в укрепляющей секции и 10- в отгонной секции) , (фактически 33 тарелки) .

Был рассчитан тепловой баланс колонны, в ходе которого определены нагрузки на кипятильник и конденсатор - холодильник.

Также были рассчитаны: показатели работы колонны температура верха колонны 85,17 ?С, температура низа колонны 113,24 ?С, температура сырья 100 ?С, абсолютное давление верха колонны 942,96 мм рт ст, абсолютное давление внизу колонны 1092,96 мм.рт. ст., абсолютное давление в области ввода сырья 1002,96мм рт ст.

В ходе проверочного расчета были определены размеры ректификационной колонны: диаметр D=1,8 м и высота колонны H=19150мм, а также определены штуцера:

1) Для ввода сырья d=500мм

2) Для ввода остатка в отгонной секции d=175мм

3) Для ввода паров из кипятильника d=350 мм

4) Для ввода холодного орошения d=70мм

5) Для вывода паров d=400 мм

Список использованной литературы

1. Методические указания к выполнению домашней работы “Расчет ректификации бинарной смеси”, Кондратьев А.А.,УНИ, Уфа 1991.

2. Учебно-методическое пособие к выполнению домашней работы “Расчет ректификации бинарной смеси”, Грудников И.Б., Ильина Е.Г,УГНТУ, Уфа 2007.

3. Скобло И.А., Молоканов Ю.К., Владимиров И.А. “Процессы и аппараты нефтепереработки и нефтехимии”, М: Недра, 2000г.

Размещено на Allbest.ru

...