Размещено на http://www.allbest.ru/

Расчет ректификационной колонны

1. Материальный баланс ректификационной колонны и рабочее флегмовое число

ректификационный колонна материальный баланс

Рассчитать ректификационную колонну непрерывного действия для разделения бинарной смеси ацетон - бензол, если производительность по исходной смеси GF=10000 кг/ч; содержание легколетучего компонента (масс. доля): в исходной смеси =0,35; в дистилляте =0,96; в кубовом остатке =0,03;

Материальный баланс колонны:

GD+GW=GF , (1)

. (2)

где GD, GW, GF - массовый расход дистиллята, кубового остатка и питания соответственно, кг/ч; - массовые доли ацетона в жидкой фазе дистиллята, кубового остатка и питания соответственно.

Отсюда:

,(3)

кг/ч

GD=GF - GW ,(4)

GD=10000-6559,14=3440кг/ч

Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по [1] формула (6.39):

 , (5)

где - мольная доля компонента в жидкой фазе;

.- массовая доля бензола в исходной смеси, кг/кг смеси ; Мб,

Мт.- мольные массы бензола и толуола, соответственно 78 и 92 кг/кмоль.

Питание:

кмоль/кмоль смеси

Дистиллят:

кмоль/кмоль смеси

Кубовый остаток:

кмоль/кмоль смеси

Определим рабочее флегмовое число R, исходя из определения коэффициента избытка флегмы в:

(4.6)

где Rmin- минимальное флегмовое число:

(4.7)

где xF, xD - мольные доли легколетучего компонента в исходной смеси и дистилляте соответственно, кмоль/кмоль смеси; yF*- концентрация легколетучего компонента в паре, находящимся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси (yF*=0,35 кмоль/кмоль смеси, определяется по диаграмме равновесия между паром и жидкостью при постоянном давлении в координатах y-x.

Один из возможных приближенных методов расчета R заключается в нахождении такого флегмового числа, которому соответствует минимальное произведение N(R+1), пропорциональное объему ректификационной колонны (N-число ступеней изменения концентраций, определяющее высоту колонны, а R+1-расход паров и, следовательно, сечение колонны) .Определим флегмовое число по этой рекомендации, предварительно построив графики зависимости у = f(x) и t = f(x, y) (Рисунок 4.2 и рисунок 4.1). Для построения графиков используем данные [2] приложения X. Равновесные составы для случая ацетон - бензол приведены в таблице 4.1.

Таблица 4.1 - Равновесные составы жидкости и пара

x,мол. %	0	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
y,мол. %	0	21,4	38	51,1	61,9	71,2	79	85,4	91,0	95,9	100
t, ?С	110,6	106,1	102,2	98,6	95,2	92,1	89,4	86,8	84,4	82,3	80,2

Рисунок 1 - t - x, y диаграмма смеси бензол-толуол



Рисунок 2 - Равновесная линия смеси бензол-толуол

Задавшись различными значениями коэффициентов избытка флегмы в, определяем соответствующие флегмовые числа. Графическим построением ступеней изменения концентраций между равновесной и рабочими линиями на диаграмме y-x находим N( рисунки 4.3 - 4.8) .

Рисунок 3 - Определение числа ступеней изменения концентраций при R=1,812



Рисунок 4 - Определение числа ступеней изменения концентраций при R=2,33

Рисунок 5 - Определение числа ступеней изменения концентраций при R=3,02

Рисунок 6 - Определение числа ступеней изменения концентраций при R=4,056



Рисунок 7 - Определение числа ступеней изменения концентраций при R=5,69

Рисунок 8 - Определение числа ступеней изменения концентраций при R=10,78

Таблица 2.Результаты расчетов рабочего флегмового числа

	1,05	1,35	1,75	2,35	3,30	6,25
R	1,812	2,33	3,02	4,056	5,69	10,78
N	19	14	12	10	9	8
N(R+1)	53,43	46,62	48,24	50,56	60,21	94,24



Рисунок 9 - Графическое определение оптимального флегмового числа

Минимальное произведение N(R+1) соответствует флегмовому числу R=2,33 при в = 1,35 (рисунок 4.4).

Рисунок 9 - Изображение рабочих линий при действительном флегмовом числе.

Определяем средние массовые расходы по жидкости для верхней LB, кг/с и нижней LH, кг/с части колонны по [1] формулы (6.4) и (6.5) :

, (4.8)

, (4.9)

где MD и MF - мольные массы дистиллята и исходной смеси, кг/кмоль; MB и MH -средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны, кг/кмоль; GD, GF - массовые расходы дистиллята и питания соответственно 0,96 и 2,78 кг/с.

МВ и МН определяем по [1] формула (6.6):

МВ=Мaxср.В+Мб.(1-xср.В), (4.10)

МН=Маxср.Н+Мб.(1-xср.Н), (4.11)

где xср.В и xср.Н - средний мольный состав жидкости соответственно в верхней и нижней частях колонны, кмоль/кмоль смеси.

, (4.12)

, (4.13)

кмоль/кмоль смеси

кмоль/кмоль смеси

МВ=78·0,677+92·(1-0,677) = 82,52кг/кмоль

МН=78·0,212+92·(1-0,212) = 89,03 кг/кмоль

Мольная масса исходной смеси MF, кг/кмоль равна:

MF = 78·0,388+92·(1-0,388) = 86,57 кг/кмоль.

Мольная масса дистиллята MD, кг/кмоль равна:

MD = 78·0,966+92·(1-0,966)=78,48 кг/кмоль.

Подставляем рассчитанные величины в уравнения (4.8) и (4.9), получаем:

кг/с.

кг/с.

Средние массовые потоки пара в верхней GB, кг/с и нижней GH, кг/с частях колонны находим по [1] формула (6.7):

, (4.14)

, (4.15)

где M?B и M'H - средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны, кг/кмоль, найдем по [1] формуле (6.8):

M'B=Mа·ycp.B+Mб.·(1-ycp.B) , (4.16)

M'H=Mа ycp.H+Mб.·(1-ycp.H) , (4.17)

где ycp.B и ycp.H - средний мольный состав пара в верхней и нижней частях колонны соответственно, кмоль/кмоль смеси.

, (4.18)

, (4.19)

где уD, yF, yW - мольные доли ацетона в паровой фазе дистиллята, питания и кубового остатка соответственно, кмоль/кмоль смеси.

кмоль/кмоль смеси

кмоль/кмоль смеси

Тогда

M'B = 78·0,79+92 ·(1-0,79) = 80,94 кг/кмоль

M?H = 78·0,34+92 ·(1-0,34 ) = 87,24 кг/кмоль.

Подставив численные значения в уравнения (4.14) и (4.15) получаем:

кг/с.

кг/с.

2. Скорость пара и диаметр колонны

Рабочую скорость в верхней и нижней части колонны определяется по [1] формула (5.33):

, (20)

где сх -плотность жидкости, кг/м3;

сy - плотность пара, кг/м3.

Средняя плотность пара для нижней и для верхней части колонны может быть определена по формуле:

, (21)

где t - температура пара, оС.

Температура в колонне, в свою очередь, определяется по диаграмме t - x,y, (см. рис. 4.1). По средним составам фаз определим температуры паров в верхней части колонны tв = 87°C , и в нижней части колонны tн = 110°C

Тогда по формуле (4.21) рассчитываем плотность паровой фазы соответственно в нижней и верхней части колонны:

кг/м3

кг/м3

В рассматриваемом проекте плотности жидких бензола и толуола близки [3], поэтому можно принять хв=хн=х= 796 кг/м3

= 0,673 м/с.

= 0,668 м/с.

Диаметр колонны может быть определен по [1] формула (6.12):

(4.22)

Как правило, несмотря на разницу в рассчитанных диаметрах укрепляющей и исчерпывающей частей колонны (вследствие различия скоростей и расходов пара), изготовляют колонну единого диаметра, равного большему из рассчитанных.

В данном случае скорости и мало отличаются друг от друга; используем в расчете среднюю скорость паров:

w= (0,673+0,668)/2=0,67 м/с

Принимаем средний массовый поток пара в колонне G равным полусумме Gв и Gн :

G = (3,3+3,55)/2=3,43 кг/с

Средняя плотность паров:

=( 2,74+2,78)/2=2,76 кг/ м3

Диаметр колонны:

м

Выберем стандартный диаметр обечайки колонны d=1,6 м. При этом рабочая скорость пара:

м/с

Для колонны диаметром 1,6 м выбираем ситчатую однопоточную тарелку типа ТС-Р [1] приложению 5.2 со следующими конструктивными размерами:

Диаметр отверстий в тарелке d0 8 мм

Шаг между отверстиями t 16 мм

Свободное сечение тарелки Fc 14,7 %

Высота переливного порога hпер 30 мм

Ширина переливного порога b 0,795 м

Рабочее сечение тарелки Sт 1,834 м2

Скорость пара в рабочем сечении тарелки определим по [1] с.238:

(4.24)

= 0,68 м/с.

Расстояние между тарелками для колонных аппаратов диаметром 1200 - 3600 мм по [1] приложению 5.2 h=500мм.

3. Высота светлого слоя жидкости на тарелке и паросодержание барботажного слоя

Высоту светлого слоя жидкости hо, м, для ситчатых тарелок находим по [1] формула (6.39):

ho = 0,787 ,(25)

где b - ширина сливной перегородки, м;

- высота переливной перегородки, м;

мх - вязкость жидкости, мПа·с;

m - коэффициент.

усм, ув - поверхностное натяжение смеси и воды при средней температуре в колонне.

При средней температуре tср=(87+110)/2=98,5°C поверхностное натяжение по [2] приложению V воды ув=59 мН/м; при 87°С для бензола уб=19,7 мН/м, толуола ут=19,5 мН/м, при 110°С для бензола уб=17,6 мН/м, толуола ут=18,4 мН/м.

Поверхностное натяжение смеси в верхней части колонны:

усм.В= уб·хср.В + ут·(1- хср.В)

усм.В=19,7·0,677+19,5·(1-0,677)=19,6 мН/м.

Поверхностное натяжение смеси в нижней части колонны:

усм.Н= уб·хср.Н + ут·(1- хср.Н)

усм.Н=17,6·0,212+18,4·(1-0,212)=18,2 мН/м.

Среднее поверхностное натяжение смеси по колонне:

усм=(19,6+18,2)/2=18,9 мН/м.

m = 0,05-4,6hпер (4.26)

Для смеси нормальных жидкостей значение вязкости мсм может быть вычислена по [1] формула (6.11):

lg мсм = ,(4.27)

где xi - средняя мольная доля компонента, кмоль/кмоль смеси;

µi - вязкость жидкого компонента при температуре смеси, мПа·с.

Для бензола по [2] приложению II при 87°C µ=0,280 мПа·с, при 87°C- µ=0,288 мПа·с. Для бензола при 110°C µ=0,24 мПа·с, при 110°C- µ=0,251 мПа·с.

lgмхВ = 0,677lg 0,280+(1-0,667)lg0,288.

мхВ = 0,283 мПа·с.

lgмхН = 0,212lg 0,24+(1-0,212)lg0,251.

мхН = 0,249 мПа·с.

hоВ = 0,787··0,030,56·0,62-0,088·(1-0,31·2,72-0,11·0,283)(18,9·10-3/59·10-3)0,09= =0,024 м.

hоН = 0,787··0,030,56·0,62-0,088·(1-0,31·2,72-0,11·0,249)(18,9·10-3/59·10-3)0,09

= 0,028 м.

Паросодержаение барботажного слоя E находим по [1] формула (5.47):

Е = ,(4.28)

где Fr - критерий Фруда.

Fr = щm2/(g·ho)(4.29)

FrВ = 0,622/(9,81·0,024) = 1,633;

FrН = 0,622/(9,81·0,028) = 1,4.

EВ = = 0,56;

EН = = 0,54.

4. Коэффициенты массопередачи и высота колонны

Высоту колонны можно определить через количество теоретических тарелок и их эффективность. Эффективность тарелок можно найти по графической зависимости з = f (бмх), где б - относительная летучесть компонентов смеси, мх - динамическая вязкость жидкой смеси, мПа*с.

,(23)

где РЛЛК - давление насыщенного пара легколетучего компонента (бензол); РТЛК - давление насыщенного пара труднолетучего компонента (толуол).

По справочнику [3] определим давление насыщенного пара компонентов смеси для верхней и нижней частей колонны:

Для верхней части колонны при tв = 87°С:

Рб = 937,4 мм.рт.ст.; Ртол = 375,4 мм.рт.ст.

Для нижней части колонны tн = 110°С:

Рб = 1748 мм.рт.ст.; Ртол = 751 мм.рт.ст.

Произведение (бв·мхв)относительной летучести на динамическую вязкость равно:

бв*мхв =2,5*0,283 = 0,71;

бн*мхн = 2,33*0,249 = 0,58.

По графику [4] определим эффективность тарелок для верхней и нижней частей колонны:

зв = 0,49; зн = 0,53

= 7 тарелок, = 7 тарелок - количество теоретических тарелок определенных по (рис. 4.4), при рабочем флегмовом числе.

Определим число действительных тарелок для верхней и нижней частей колонны:

тарелок;

тарелок.

Общее число действительных тарелок:

N = NВ + NН = 14,2 + 22,6 = 37 тарелок.

Высота тарельчатой части колонны равна:

Нт = (N - 1) · h, (25)

где h - расстояние между тарелками, м;

h = 0,3 м;

Нт = 0,3*(37 - 1) = 10,8 м.

Высота колонны равна:

Н = Нт + hл · nл + zв + zн +hоп + hкр,(26)

Нт - высота тарельчатой части колонны, м; zв - расстояние между верхней тарелкой и крышкой, м; zн - расстояние между днищем колонны и нижней тарелкой hоп - высота опоры колонны; hкр - высота крышки.

zв = 0,7 м; zн, = 2,3 м , hоп = 1,2 м; hкр = 0,4 м.

Тогда полная высота колонны равна:

Н = 10,8+0,7 + 2,3 + 1,2 + 0,4 = 15,4 м.

5. Гидравлическое сопротивление тарелок колонны

Гидравлическое сопротивление сухой ситчатой тарелки

ДРс = о·щт2сy/(2·Fc2),

где о - коэффициент сопротивления.

Для ситчатой тарелки по [1] с.205 принимаем о=1,5

ДРсВ = Па.

ДРсН = Па.

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя на тарелке [1]:

ДРп = g·сж·ho.

ДРпВ = Па

ДРпН = Па

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения равно [1]:

ДРу = 4·усм/do.

ДРу = Па

Гидравлическое сопротивление ректификационной колонны

ДРк = (ДРс+ ДРп+ ДРу)·N.

ДРк = Па

6. Расчет диаметров штуцеров

Диаметры штуцеров рассчитаем по уравнению (23).

Для ацетона при 30°С плотность составит соответственно 779 кг/м3, для бензола - 868 кг/м3. Массовый расход кубового остатка GW=5,65 кг/с. Скорость движения исходной смеси и кубового остатка примем 2м/c (так как режим напорный), циркуляции кубового остатка - 0,5 м/c (так как жидкость течет самотеком), паров дистиллята - 20 м/c.

Плотность исходной смеси определим по уравнению (22):

сисх = кг/м3

Диаметр штуцера для подачи исходной смеси:

По [3] таблица 17.1 принимаем диаметр штуцера 70 мм, условный проход Ду=80 мм. 4мм

Диаметр штуцера для отвода кубового остатка:

По По [3] таблица 17.1 принимаем диаметр штуцера 68 мм, условный проход Ду=80 мм. 4мм

Диаметр штуцера для циркуляции кубового остатка:

По По [3] таблица 17.1 принимаем диаметр штуцера 140 мм, условный проход Ду=150 мм. 6мм

Диаметр штуцера для отвода паров дистиллята:

По [3] таблица 17.1 принимаем диаметр штуцера 392 мм, условный проход Ду=400мм. 10мм

Размещено на Allbest.ru