Размещено на http://www.allbest.ru/

Министерство образования и науки Российской Федерации

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования

"Уфимский государственный нефтяной технический университет"

Институт дополнительного профессионального образования

Программа профессиональной переподготовки: "Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов"

Пояснительная записка к курсовой работе

по дисциплине: "Процессы и аппараты химической технологии"

РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ БИНАРНОЙ СМЕСИ

Выполнил: слушатель гр. ТПД(ДОТ)-16-01

Молянов О.О.

Руководитель: Чуракова С.К.

Уфа - 2017 г.

Содержание

Введение

1. Исходные данные для расчета

2. Построение изобарных температурных кривых

3. Расчет однократного испарения бинарной смеси

4. Материальный баланс ректификационной колонны

5. Тепловой баланс ректификационной колонны

6. Расчет режима полного орошения

7. Расчет числа теоретических тарелок по кривой равновесия

8. Расчет числа теоретических тарелок по тепловой диаграмме

9. Построение профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны

10. Расчет жидкостных и паровых нагрузок по высоте колонны

11. Расчет фактического числа тарелок

12. Расчет высоты колонны

13. Расчет диаметра колонны

14. Расчет поверхности конденсатора - холодильника

15. Расчет расхода воды

16. Расчет поверхности кипятильника

17. Расчет расхода водяного пара

18. Расчет диаметров штуцеров

Заключение

Список использованной литературы



Введение

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 исследование 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. ректификация бинарная смесь изобарная

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. Исходные данные для расчета

Расчет основных показателей работы и размеров ректификационной колонны производим по следующим исходным данным:

Ї давление в зоне питания колонны: р =1,4 ата;

Ї мольная доля низкокипящего компонента в сырье: x'_F =0,51;

Ї мольная доля отгона: е'=0,54;

Ї мольная доля низкокипящего компонента в дистилляте: y'_D=0,97;

Ї мольная доля низкокипящего компонента в остатке: x'_W=0,027;

Ї коэффициент избытка подвода (съема) тепла: n'=1,19;

Ї производительность колонны по сырью: F=19,0 т/ч.

Ї давление греющего пара р* = 16 атм

Ї температра в ёмкости острого орошения tор = 60 ⁰С

2. 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 пентана (низкокипящего компонента) t_Кп и октана (высококипящего компонента) t_Ко, т.е. крайних точек изобарных температурных кривых, при заданном рабочем давлении уравнение Антуана нам надо решить относительно температуры t.

Таблица 1 - Значение коэффициентов уравнения Антуана

Компонент	Ai	Bi	Ci		М, г/моль
Н пентан	3,9929	1076	233,4	0,626	72
Н октан	4,04296	1355,17	209,517	0,7024	114

Для этого вместо давления насыщенных паров компонента Р_i в уравнение подставим давление в середине колонны р, т.е.

t = B_i / (A_i - lg р) - C_i, (2)

t_Кп = B_п / (A_п - lg р) - C_п = 1076/ (3,9929 - lg 1,4) - 233,4= 46,31°С;

t_Ко = B_о / (A_о - lg р) - C_о = 1355,17/ (4,04296 - lg 1,4) - 209,517= 138,24°С.

Далее в пределах рассчитанных температур кипения компонентов зададимся шестью температурами:

Дt =(t_Ко - t_Кп) / 6 = (138,24-46,31) / 6=18,386°С;

t₁ =46,31°С

t₂ = 64,696°С

t₃ = 83,082°С

t₄ = 101,468°С

t₅ = 119,854°С

t₆ = 138,24°С.

Давления насыщенных паров компонентов Р_п и Р_о найдем по уравнению (1):

При температуре t₁ = 46,31°C

P_{п 1} = 10^{(3,9929-1076 / (233,4 +46,31))} = 1,4 ат;

P_{о 1} = 10^{(4,044296-1355,17 / (209,517 + 46,31))} = 0,056 ат.

Остальные расчеты выполним аналогично и полученные результаты приведены в таблице 2.

Определим мольные доли пентана в кипящей жидкой фазе:

x' = (р - Р_о)/(Р_п - Р_о), (3)

в равновесной паровой фазе:

y' = К_п · x' = Р_п / р · x', (4)

где К_п - константа фазового равновесия пентана.

При температуре t₁ = 46,31°С

x'₁ = (1,4-0,056)/(1,4-0,056) = 1,00;

y'₁ = (1,4/0,056)*1=1,00;

При температуре t₂ = 64,696°С

x'₂ = (1,4-0,126)/(2,417-0,126) = 0,556;

y'₂ = (2,417/1,4)*0,556 = 0,960;

Остальные расчеты выполним аналогично и полученные результаты приведены в таблице 2.

Для построения кривой равновесия фаз и изобарных температурных кривых составим таблицу полученных данных:

Таблица 2 - Результаты расчета равновесных концентраций

t	Р пентан	Р октан	x'	y'
46,31	1,400	0,056	1,000	1,000
64,696	2,417	0,126	0,556	0,960
83,082	3,918	0,258	0,312	0,873
101,468	6,021	0,484	0,165	0,711
119,854	8,850	0,848	0,069	0,436
138,24	12,521	1,400	0,000	0,000

По полученным данным строим зависимость давления насыщенных паров от температуры, х'-y'-диаграмму и изобару (рис.1, рис.2, рис.3).

Рисунок 1 - Зависимость давлений насыщенных паров компонентов от температуры

Величины энтальпии для различных веществ в жидком и газообразном состоянии мы можем рассчитать по эмпирическим зависимостям от температуры t и относительной плотности с²⁰₄ вещества:

h_i = (0,403·t + 0,000405·t²) · (с²⁰₄) ^-1/2 · М, , (5)

H_i = [(50,2 + 0,109·t + 0,00014·t²) · (4 - с²⁰₄) - 73,8] · М, , (6)

где h_i и H_i - энтальпии вещества в жидком состоянии и газообразном состоянии,

M - молярная масса вещества, кг/кмоль.

Таблица 3 - Физические свойства компонентов

Компонент	M, кг/кмоль	с204
Пентан	72	0,626
Октан	114	0,7025

Найдем энтальпии пентана h_п, H_п и октана h_о, H_о при различных температурах по уравнениям (5) и (6):

При температуре t₁ =46,31°C

h_{п 1} = (0,403•46,31 + 0,000405·46,31²) · (0,626) ^-1/2 · 72 = 1777,383;

H_{п 1} =[(50,2 + 0,109·46,31+ 0,00014·46,31²) · (4-0,626) - 73,8] · 72 = 8180,573

h_{о 1} = [(0,403•46,31+ 0,000405·46,31²) · (0,7025)^-1/2]·114=2656,5456;

H_{о 1} = [(50,2 + 0,109·46,31 + 0,00014·46,31²) · (4-0,7025) - 73,8] ·114 =

=12468,14.

Пренебрегая теплотой растворения, рассчитаем энтальпии жидкой и паровой фаз, имеющих равновесные составы (точнее, содержания пентана) x' и y' при заданной температуре t, по следующим уравнениям аддитивности:

для жидкой фазы:

h = h_п · x' + h_о · (1 - x'), (7)

для насыщенных паров:

H = H_п · y' + H_о · (1 - y'), (8)

Имея все необходимые данные, проведем расчет с помощью электронных таблиц Excel.

Таблица 4 - Обработка результатов

t	Pп	Pо	x'	y'	h	H
46,31	1,400	0,056	1,000	1,000	1777,383	8180,573
64,696	2,417	0,126	0,556	0,960	3081,831	8920,515
83,082	3,918	0,258	0,312	0,873	4424,761	9939,55
101,468	6,021	0,484	0,165	0,711	5794,278	11432,36
119,854	8,850	0,848	0,069	0,436	7192,82	13691,34
138,24	12,521	1,400	0,000	0,000	8630,103	17127,82

Построим энтальпийную диаграмму, используя составленную таблицу рассчитанных данных.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рисунок 5 - Схема процесса однократного испарения (ОИ)

3. Расчет однократного испарения бинарной смеси

Материальный баланс процесса ОИ представим следующим образом для всей системы:

F = G_F + g_F, (13)

для низкокипящего компонента:

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 пентана 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)

e' = G'_F / F'

- мольная доля отгона.

Процесс однократного испарения проанализируем при помощи кривой равновесия фаз, изобарных температурных кривых и энтальпийной диаграммы. Значения x^*_F, y^*_F определяем по графику, а также с помощью данной формулы методом подбора:

e' = (x'_F - x^*_F) / (y^*_F - x^*_F)

т. А-доля НКК в паровой и жидкой фазе после ОИ:

y^*_F =0 x^*_F= x'_F /(1-e)=0,51/(1-0,54)=1,108.

По кривой равновесия фаз и изобарным температурным кривым мы рассчитали составы равновесных фаз сырья x^*_F=0,215 и y^*_F =0,765, а также температуру сырья на входе в колонну t_F =93.

Покажем результаты расчета на комбинированной диаграмме. Согласно правилу рычага массовые расходы F, G_F и g_F лежат на одной прямой:

e' = (x'_F - x^*_F) / (y^*_F - x^*_F) (16)

e'=(0,51-0,215)/(0,765-0,215)=0,536

?=(0,536-0,536)/0,536=0,00%.

4. Материальный баланс ректификационной колонны

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рисунок 6 - Схема полной ректификационной колонны

Материальный баланс для ректификационной колонны можно выразить следующим образом:

для всей системы:

F = D + W, (9)

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_п · x'_F + M_о · (1 - x'_F) = 72 · 0,51 + 114·(1-0,51) = 92,6 кг/кмоль;

M_D = M_п · y'_D + M_о · (1 - y'_D) =72 · 0,97+ 114· (1-0,97) = 73,26 кг/кмоль;

M_W = M_п · x'_W + M_о · (1 - x'_W) = 72 · 0,027 + 114 · (1-0,027) = 112,866 кг/кмоль.

Рассчитаем производительность ректификационной колонны в кмоль/ч:

F' = F / M_F = 19000 / 92,6 = 205,227 кмоль/ч.

Отсюда можно найти массовые расходы пентана F'_п, F_п и октана F'_о, F_о в сырье:

F'_п = F' · x'_F =205,227 · 0,51 = 104,66 кмоль/ч;

F_п = F'_п · M_п =104,66 · 72 = 7535,93 кг/ч;

F'_о = F' · (1 - x'_F) = 205,227 · (1-0,51) = 100,567 кмоль/ч;

F_о = F'_о · M_о = 100,56 · 114 = 11464,07 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' = 205,227 · (0,51-0,027)/ (0,97-0,027) = 105,116 кмоль/ч.

Отсюда можно найти массовые расходы D, D'_п, D'_о, D_п, D_о:

D = D' · M_D = 105,116· 73,26 = 7700,8 кг/ч;

D'_п = D' · y'_D =105,116· 0,97= 101,96 кмоль/ч;

D'_о = D' · (1 -y'_D) =105,116• (1-0,97) = 3,15 кмоль/ч;

D_п = D'_п · M_п = 101,96 · 72 = 7341,12 кг/ч;

D_о = D'_о · M_о = 3,15 · 114 = 359,1 кг/ч.

Аналогично рассчитаем массовые расходы W', W, W'_Б, W'_Т, W_Б, W_Т по уравнению (12):

W' = 205,227· (0,97-0,51) / (0,97-0,027) = 100,11 кмоль/ч;

W = W' · M_W = 100,11 · 112,866 = 11299,09 кг/ч;

W'_п = W' · x'_W = 100,11 · 0,027 = 2,7 кмоль/ч;

W'_о = W' · (1 -x'_W) = 100,11 · (1-0,027) = 977,4 кмоль/ч;

W_п = W'_п · M_п = 2,7 · 72 = 194,4 кг/ч;

W_о = W'_о · M_о =97,4· 114 = 11104,69 кг/ч.

Составим материальный баланс в виде таблицы:

Таблица 5 - Материальный баланс

Компонент	сырье (F)	дистиллят (D)	остаток (W)
	кг/ч	кмоль/ч	кг/ч	кмоль/ч	кг/ч	кмоль/ч
Пентан	7535,93	104,66	7340,83	101,956	194,4	2,7
Октан	11464,07	100,567	359,52	3,204	11104,69	97,41
?	19000,000	205,2	7700	105,1	11300	100,1

5. Тепловой баланс ректификационной колонны

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_D/D)_min, можем определить величину (Q_D/D):

(Q_D/D) = n'·(Q_D/D)_min, (18)

(Q_D/D)_min =4200 (по графику)

где n' - коэффициент избытка теплоотвода.

(Q_D/D) = 1,19·4200 = 4998

Отсюда можем найти Q_D:

Q_D = (Q_D/D) · D' = 4998 ·105,116= 525369,768 ккал/ч.

Согласно правилу рычага F, W и D лежат на одной прямой, то по энтальпийной диаграмме можем определить (Q_B/W):

(Q_B/W)_min = 4900 .

(Q_B/W)раб = 5800.

Отсюда можем рассчитать Q_B:

Q_B = (Q_B/W)· W ' =5800·100,11= 580638 ккал/ч.

Из энтальпийной диаграммы определим энтальпию дистиллята и остатка H_D =8700 ккал/ч и h_W = 8100 ккал/ч. Проверим сходимость теплового баланса по формуле (17):

F' · h_F + Q_B = D' · H_D + W' · h_W + Q_d

205,227·8100 + 580638 = 105,116 ·8700 + 100,11 · 8100 +525369,768

2242976,7 = 2242979,96.



6. Расчет режима полного орошения

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 3.

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, (19)

где б_ср - среднегеометрическое значение относительной летучести:

б_ср = (б_В · б_Н)^1/2, (20)

Относительная летучесть представляет собой отношение давлений насыщенных паров бензола и этилбензола:

б = P_Б / P_T, (21)

Рассчитаем относительную летучесть вверху б_В и внизу б_Н колонны:

При температуре t_В = 60°С

P_ПВ = 2,18 ата; P_ОВ = 0,106 ата;

б_В = P_ПВ / P_ОВ = 2,18/ 0,106 = 20,57.

При температуре t_Н = 131 °С.

P_ПН = 11,13 ата; P_ОН = 1,6 ата;

б_Н = P_Пн / P_ОН = 11,13/1,6= 6,95.

По уравнению (29): б_ср = (б_В · б_Н)^1/2 = (20,57·6,95)^1/2 = 11,96.

Отсюда находим минимальное число тарелок по формуле (28):

N_min = (lg (0,97/ (1-0,97) · (1-0,027) / 0,027) / lg 11,96 = 2,8 = 3.

7. Расчет числа теоретических тарелок по кривой равновесия фаз

Уравнение (27) 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), (22)

Уравнение (22) 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:

y'_D / (R_min + 1) = 0,705.

где R_min - минимальное флегмовое число. R_min = 0,97/ 0,705-1 = 0,375 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 = 1,19 · 0,375= 0,447.

Далее находим ординату точки B при x' = 0, соответствующую отношению:

y'_D / (R_раб + 1) = 0,97 / (0,447+1) = 0,670.

Теперь через точки D и С 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.

Можно проводить расчет, используя паровое число.

(П_min+x'_w)/ (П_min+1)=0,275.

Откуда П_min= 0,342.

П_раб= П_min?nЧ=0,342?1,19=0,407.

(П_раб+x'_w)/ (П_раб+1)=(0,407 + 0,027)/(0,407+1)= 0,308.

Отсюда число теоретических тарелок N_теор. по кривой равновесия фаз равно 7.

8. Расчет числа теоретических тарелок по тепловой диаграмме

Рассмотрим материальный и тепловой балансы для верхней части колонны в произвольном сечении:

материальный баланс для верхней части:

G_n = g_n-1 + D, (23)

где G_n и g_n-1 - встречные неравновесные потоки соответственно пара и жидкости.

Материальный баланс для НКК:

G_n · y'_n = g_n-1 · x'_n-1 + D · y'_D, (24)

тепловой баланс:

G_n · H_n = g_n-1 · h_n-1 + D · H_D + Q_D, (25)

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рисунок 7 - Схема потоков в верхней части ректификационной колонны

Так как выражение (25) 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, (26)

где H^*_D - условная энтальпия дистиллята.

Приняв во внимание уравнение (23), мы можем также записать уравнения (24) и (26) 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), (27)

где R_n-1 - флегмовое число.

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. g₁, находящейся на изобарной кривой испарения. Линия D - g₁ отвечает ноде на изобарном графике. Точке g₁ на изобарном графике соответствует т. g₁ на энтальпийном. Линия D - g₁ отвечает ноде на энтальпийном графике. Проведя рабочую линию через полюс - т. D и т. g₁, получим - на пересечении этой линии с кривой энтальпии паров - т. G₂, 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) = 2.

Аналогичный расчет проводим для нижней части колонны. Число теоретических тарелок в нижней части колонны N_теор(н) = 3.



9. 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:

Таблица 6 - Профиль температур и концентраций по высоте колонны

Номер тарелки	Температура, °С	x'	y'
1	60	0,665	0,97
2	84	0,3	0,865
3	102	0,160	0,695
4	118	0,08	0,46
5	131	0,027	0,175

Рисунок 8 - Профиль температур по высоте колонны



Рисунок 9 - Профиль концентраций жидкой фазы по высоте колонны

Рисунок 10 - Профиль концентраций паровой фазы по высоте колонны

10. Расчет жидкостных и паровых нагрузок по высоте колонны

Расчет начинаем с укрепляющей части колонны сверху вниз, до зоны питания.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рисунок 11

Для первой тарелки расход пара в мольных единицах найдем по правилу рычага из энтальпийной диаграммы:

Размещено на http://www.allbest.ru/

(54)

, кмоль/ч (55)

где =103,68;

R₁ - флегмовое число для первой тарелки;

, - отрезки на энтальпийной диаграмме, мм.

Тогда

Для второй тарелки:

.

Результаты расчетов по тарелкам 1-2 приведены в таблице 7.

Далее расчет продолжается для отгонной части колонны, снизу-вверх до зоны питания.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Для пятой тарелки:

,

где - паровое число на 5 тарелке

, - отрезки на энтальпийной диаграмме, мм.

Для четвёртой тарелки:

Для третей тарелки:

Таблица 7 - Мольный расход пара и жидкости по высоте колонны

№ тарелки	D'/W'	R/П	g, кмоль/ч	G, кмоль/ч
1		0,626	65,8	105,116
2		0,492	52,03	170,96
3		0,448	100,11	44,8
4		0,52	148,91	52,6
5		0,56	109,97	56,25

Далее рассчитаем расход пара и жидкости по высоте колонны в массовых долях. Для чего сначала найдем среднюю молекулярную массу жидкости и паров на каждой тарелке, а затем получившиеся значения умножим на соответствующие мольные расходы пара и жидкости. Результаты расчетов приведены в таблице 8.

Для пересчета мольных единиц в массовые рассчитаем среднюю молекулярную массу для жидкости и паров на каждой тарелке:

(62)

(63)

По нодам на изобаре определим координаты и для каждой тарелки и рассчитаем для каждой тарелки и

Таблица 8 - Массовый расход пара и жидкости по высоте колонны

№	x	y	Мсрж	М ср п	g кмоль/ч	G кмоль/ч	g кг/ч	G кг/ч
1	0,665	0,97	86,07	73,26	65,8	105,116	5663,406	7700,7982
2	0,3	0,865	101,4	77,67	52,03	170,96	5275,842	13278,463
3	0,165	0,695	107,07	84,81	100,11	44,8	10718,778	3799,488
4	0,08	0,46	110,64	94,68	148,91	52,6	16475,402	4980,168
5	0,027	0,175	112,866	106,65	109,97	56,25	12411,874	5999,0625

По таблице 8 построим график паровых и жидкостных нагрузок по высоте колонны.

Рисунок 11 - Профиль флегмового и парового числа по высоте колонны

Рисунок 12 - Профиль жидкостных нагрузок по высоте колонны



Рисунок 13 - Профиль паровых нагрузок по высоте колонны

Рисунок 14 - Профиль жидкостных и паровых нагрузок по высоте колонны

11. Расчет фактического числа тарелок

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:

N_Ф = N-1 / з, (36)

где N_Ф - число фактических тарелок; N - число теоретических тарелок; з - КПД тарелки и з = 0,6 ч 0,7 для укрепляющей части колонны и з = 0,4 ч 0,6 для отгонной.

Принимаем КПД тарелки з_укр = 0,6; з_отг = 0,6.

Число фактических тарелок в верхней части колонны: N_В = 2

Число фактических тарелок в нижней части колонны: N_Н = 4

Итак, в верхней части колонны - 2 тарелки, а в нижней - 4 тарелки.

12. Расчет высоты колонны

Из опыта эксплуатации принимаем расстояние между тарелками

h = 500 мм. Высота колонны рассчитываем по следующей формуле:

H = H₁ + H₂ + H₃ + (N - 2) · h, (37)

где N - число фактических тарелок в колонне. N = 6.

H₂ - высота зоны питания, м;

H₃ - высота для самотека, м;

H₁ - высота для распределения орошения, м.

Из опыта эксплуатации принимаем

H₂ = 1 м;

H₃ = 1 м;

H₁ = 1 м.

H = 1 + 1 + 1 + (6-2) · 0,500 = 5 м.

Итак, высоту колонны принимаем H = 5000 мм.

13. Расчет диаметра колонны

Диаметр колонны рассчитывается по максимальной паровой нагрузке в верхней части колонны (из профиля паровых и жидкостных нагрузок максимальная паровая нагрузка у 2 тарелки):

w_доп. = 0,85 · 10^-4 · С · ((с^t_g - с_G) / с_G)^1/2, (38)

где w_доп. - допустимая скорость паров в полном сечении колонны, м/с;

с^t_g - плотность жидкости, стекающей со второй тарелки;

с_G - плотность пара, поступающего с третьей тарелки;

С - коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелок, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости у. С=900.

Рассчитаем объемный расход паров следующим образом:

V_G2 = G₂ / с_G2, (39)

где с_G - плотность паров.

с_G2 = M_G2 / 22,4 · T₀ / (T₀ + t₂) · р, (40)

где T₀ - температура при н.у. T₀ = 273 K.

с_G2 = 77,67/ 22,4 · 273 / (273 + 64,7) · 1,4 = 3,92 кг/м ³;

V_G2 = 13278,463/3,92 = 3387,363 м ³/ч =0,94 м ³/с.

с^t_gn = (с²⁰_{4 g} - б · (t_n - 20)) · 1000, (41)

где б - средняя температурная поправка:

б = 0,001828-0,00132 · с²⁰_{4 g}

с²⁰_{4 g} - относительная плотность жидкости при 20 °С.

с²⁰_{4 g} = 1 / (x_n / с²⁰_{4 П} + (1 - x_n) / с²⁰_{4 О}), (42)

где с²⁰_{4 П} и с²⁰_{4 О} - относительные плотности соответственно пентана и октана при 20 °С; x_n - массовая доля пентана в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.

x_n = M_П / M_gn · x'_n, (43)

x₂ = 72 / 101,4· 0,3= 0,213;

с²⁰_{4 g} = 1 / (0,213/ 0,626 + (1-0,213) / 0,7025) = 0,685;

б = 0,001828-0,00132 · 0,685= 0,0009238.

с^t_g2 = (0,685-0,0009238· (64,7-20)) · 1000 = 643,706 кг/м³;

d_K = (V_G2 / (0,785 · w_доп.))^1/2, (44)

где d_K - диаметр колонны, м; V_G2-максимальная паровая нагрузка.

w_доп. = 0,85 · 10^-4 · 900 ·((643,706-3,92) / 3,92)^1/2 = 0,977 м/с;

d_K = (0,94 / (0,785 · 0,977))^1/2 = 1,107 м.

Принимаем диаметр верхней части колонны d_K = 1,2 м.

14. Расчет поверхности конденсатора - холодильника

45 °C 25 °C

?t_м = 39°С ?t_б = 35 °С

?t_ср = (?t_б - ?t_м) / ln (?t_б / ?t_м), (51)

?t_ср = (35-39) / ln (35 / 39) = 37°С.

F = Q_d / (K · ?t_ср), (52)

Принимаем K = 150 Вт/(м ²·K) = 128,98 ккал/(м²·ч·°С).

Q_d = 525369,768 ккал/ч.

F = 525369,768 / (128,98 · 37) = 110 м².

15. Расчет расхода воды

Q_d = g_об.в. · c · ?t_об.в., (53)

g_об.в. = Q_d / (c · ?t_об.в.),

где c - теплоемкость воды, c = 1 ккал/кг;

g_об.в. - расход оборотной воды, кг/ч.

?t_об.в.= 45-25 = 20 °С.

g_об.в. =525369,768/ (1 · 20) = 26268,5 кг/ч.

16. Расчет поверхности кипятильника

?t_н = 62 °С ?t_к = 49 °С

При t_в.п. = 170 °С давление насыщенного водяного пара составляет:

P = 8,08 кгс/см ² = 7,927 · 10⁵ Па ([3] - стр. 548, таблица LVI).

?t_ср = (?t_н + ?t_к) / 2 = 55,5°С.

Эффективность работы кипятильника принимаем приблизительно 50°С.

F = Q_B / (K · ?t_ср),

где для кипятильника, обогреваемого конденсирующимся водяным паром K = 290 ч 870 Вт/(м ²·K) ([2] - стр. 515).

Принимаем K = 300 Вт/(м ²·K) = 257,954 ккал/(м ²·ч·°С).

Q_B = 580638кДж/ч.

F = 580638/ (257,954 · 55,5) = 40,56 м ².

17. Расчет расхода водяного пара

g_в.п. = Q_B / r, (54)

где g_в.п. - расход водяного пара, кг/ч; r - скрытая теплота испарения водяного пара при заданном давлении, r = 2056 кДж/кг = 500 ккал/кг ([3] - стр. 548, таблица LVI).

g_в.п = 580638/ 500 = 1161,28 кг/ч. Или 0,322 кг/с.

18. Расчет диаметров штуцеров

Расчет диаметра штуцера для ввода жидкостного орошения. Парциальный конденсатор принимают эквивалентным одной теоретической тарелке. Для определения объемного расхода орошения необходимо рассчитать плотность и поток флегмы стекающий с первой тарелки:

g_ор = g_1.

Теперь рассчитаем удельный расход жидкости по следующим формулам:

V_gn = g_n /с ^t_g (45)

где с ^t_g - плотность жидкости при температуре t_n, которая представляет собой:

с ^t_g = (с²⁰_{4 g} - б · (t_n - 20)) · 1000 (46)

где б - средняя температурная поправка, б = 0,001828-0,00132 · с²⁰_{4 g};

с²⁰_{4 g} - относительная плотность жидкости при 20 °С.

с²⁰_{4 g} = 1 / (x_n / с²⁰_{4 П} + (1 - x_n) / с²⁰_{4 О}), (47)

где с²⁰_{4 П} и с²⁰_{4 О} - относительные плотности соответственно пентана и октана при 20 °С; x_n - массовая доля октана в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.

x_n = M_п / M_gn · x'_n, (48)

Произведем расчет объемного расхода жидкости V_g для 1 тарелки по вышеперечисленным формулам:

x₁ = 72/ 86,7 · 0,665= 0,55;

с²⁰_{4 g} = 1 / (0,55/ 0,626 + (1-0,55) / 0,725) = 0,67;

б = 0,001828-0.00132 · 0,67=0,0009436;

с ^t_g = (0,67-0,0009436· (46,31-20)) · 1000 = 694,8 кг/м ³;

V_g =5663,406/ 826,252 = 6,854 м ³/ч.

Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле, аналогично расчету диаметра аппарата:

d = (V_g/ (0,785 · w_доп. · 3600))^1/2

где w_доп. - допускаемая скорость жидкости, из опыта эксплуатации w_доп.=1-3 м/с.

d = (6,854 /(0,785·3·3600^))1/2= 0,028 м.

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 32 мм.

Расчет диаметра штуцера вывода паров из колонны:

d = (V_G2/ (0,785 · w_доп. · 3600))^1/2

где V_G2- объемный расход паров, поднимающихся со второй тарелки:

V_G2 = 3387,363 м ³/ч.

w_{доп. -} допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации w_доп. = 20-25 м/с

d = (3387,363 /(0,785·25·3600))^1/2=0,2189м.

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 250 мм.

Расчет диаметра штуцера ввода паров из рибойлера:

d = (V/ (0,785 · w_доп. · 3600))^1/2

где V- объемный расход паров, поднимающихся с 5-ой тарелки:

V=G₅/ с_G5,

с_G5- плотность пара, уходящего с 5-ой тарелки.

с_Gn = M_Gn / 22,4 · Т ₀ / (Т ₀ + t_n) · Р / Р ₀, (49)

где Т ₀ и Р ₀ - температура и давление при н.у. Т ₀ = 273 К, Р ₀ = 760 мм рт. ст.; Р - давление в середине колонны, мм рт. ст.

с_G5 = 109,97/ 22,4 · 273 / (273 +138,24) ·1,4=4,56 кг/м ³.

V = 12411,874 /4,56 = 2721,902 м ³/ч.

w_доп- допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации w_доп=20-25 м/с.

d = (2721,902 /(0,785·25·3600))^1/2=0,196 м.

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 210 мм.

Расчет диаметра штуцера для вывода остатка:

V_g = 0,785 · w_доп · d², (50)

где V_g - объемный расход жидкости, стекающей с предпоследней теоретической тарелки:

V_g = g₄/с_g4.

Произведем расчет объемного расхода жидкости V_g для 4 тарелки по вышеперечисленным формулам:

Х ₄= 114/ 148,91 ·0,08 = 0,612;

с²⁰_{4 g} = 1 / (0,8/ 0,626 + (1-0,8) / 0,7025) = 0,64;

б = 0,001828-0,00132·0,64=0,0009832;

с_g4 = (0,64-0,0009832· (118-20)) · 1000 = 543,65 кг/м ³;

V₄ =16475,402/ 543,65 = 30,30 м ³/ч.

w_доп - допустимая скорость жидкости, из опыта эксплуатации w_доп=0,2-0,8м/с.

d - диаметр штуцера, м.

d = (V_g/ (0,785 · w_доп · 3600))^1/2.

Принимаем w_доп = 0,8 м/с.

d = (30,30 / (0,785 · 0,8 · 3600))^1/2 = 0,115 м.

Принимаем диаметр штуцера d = 120 мм.

Расчет диаметра штуцера ввода сырья. Удельный расход сырья принимается как сумма расходов жидкости и пара:

V^F_общ = V^F_ж + V^F_п

Определим мольный расход сырьевого пара:

G'_F =е' · F'^/=0,54·205,227 =110,82 кмоль/ч;

Молярный вес сырьевого пара:

M_GF = М_п · y*_F+ М_о · (1 - y*_F) = 72 · 0,765+ 114 · (1-0,765)=81,87 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевого пара:

G_F= G'_F · M_GF = 110,82 · 81,87 =9072,83 кг/ч;

Объемный расход сырьевого пара:

V_GF = G_F· 22,4· (t_F +273)/ (M_GF ·273· р)

где t_F=93°C - температура сырья на входе в колонну.

V_GF = 9072,83 ·22,4· (93+273)/(81,87 ·273·1,4) =2377,15 м ³/ч = 0,66 м³/с.

Мольный расход сырьевой жидкости:

g_F'= F'· (1- e')= 205,227 · (l-0,54)=94,4 кмоль/ч;

Молярный вес сырьевой жидкости:

M_gF = М_П · x*_F+ М_О · (1 - x*_F)=72 ·0,215+ 114 · (1-0,215)=104,97 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевой жидкости:

g_F= g_F'· M_gF=94,4 ·104,97 = 9909,168 кг/ч;

Плотность сырьевой жидкости при 20 °С:

с²⁰_{4 g} = 1 / (x*_F' / с²⁰_{4 П} + (1 - x*_F') / с²⁰_{4 О}),

с²⁰_{4 g} = 1 /(0,215/0,626 + (1-0,215) /0,7025)=0,68;

б = 0,001828-0,00132 · 0,68=0,0009304;

с ^t_{g F} = (0,68-0,0009304· (93-20)) · 1000 = 612,08 кг/м ³;

Объемный расход сырьевой жидкости:

Vg_F= g_F/ с ^t_{g F} =9909,168 /612,08 =16,18 м ³/ч или 4,49·10^-3 м ³/с

Суммарный расход жидкости и пара сырья:

V^F_общ = V^F_ж+ V^F_п= 4,49·10^-3 +0,66=0,664 м ³/с.

Пусть скорость сырья в штуцере w=5 м/с, тогда диаметр штуцера:

d = (0,664 / (0,785 · 5))^1/2=0,411 м.

Принимаем диаметр штуцера d = 426 мм.



Заключение

В ходе работы по заданным параметрам (подача сырья, содержание НКК в сырье, дистиллята и др.) был проведен расчет процесса ректификации и ректификационной колонны.

В процессе работы получены следующие результаты:

- число теоретических тарелок: 5

в концентрационной части 2

в отгонной части 3

- число фактических тарелок 6

- высота аппарата, м 5.

Диаметры штуцеров, мм:

- штуцер для ввода орошения 32

- штуцер вывода паров из колонны 250

- штуцер ввода паров из рибойлера 210

- штуцер для самотека 120

- штуцер для подачи сырья 426.

Поверхность конденсатора- холодильника, м²: 110

Расход воды, кг/ч: 26268,5

Поверхность кипятильника, м²: 40,56

Расход пара, кг/ч: 1161,28.



Список использованной литературы

1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. - Москва: 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.

Размещено на Allbest.ru

...