Расчет тарельчатой колонны

расчет тарельчатой ректификационной колонны     для разделения бинарной смеси

 

Технологический расчет многих процессов и аппаратов  может быть выполнен на основе представления  разделяемой смеси в виде бинарной. В практике нефтегазопереработки и нефтехимии к таким процессам относятся: разделение смеси легких непредельных углеводородов с соответствующими предельными углеводородами – этана с этиленом и пропана с пропиленом; разделение смесей бутанов или пентанов. Кроме того, на основе бинарных смесей ключевых компонентов рассчитывается также разделение многокомпонентных смесей.

Технологические схемы ректификационных бинарных смесей зависят прежде всего от природы разделяемых смесей.

При разделении бинарных углеводородных смесей применяются  главным образом схемы установок  с простыми ректификационными колоннами, однако в целом ряде случаев целесообразно  использовать и сложные ректификационные колонны – с двумя вводами  питания, с промежуточными подогревателями  или конденсаторами по высоте аппарата.

Исходные  данные технологического расчета зависят  от того, какой выполняется расчет – проектный или поверочный.

Расчет  процесса ректификации бинарных смесей проводится обычно в проектном варианте. Задавшись содержанием легколетучего  компонента в дистилляте и остатке, флегмовым числом или коэффициентом избытка флегмы и положением тарелки питания, можно определить число тарелок, которое необходимо для заданного разделения, тепловые нагрузки на конденсатор и испаритель и внутренние материальны потоки в колонне.

Вариант  9. Выполнить технологический расчет процесса ректификации в полной колонне для разделения смеси бензол-толуол с содержанием бензола x_F=0,53 массовых долей. Сырье подается в колонну в парожидкостном состоянии при массовой доле отгона е=0,35. Содержание бензола в дистилляте y_D=0,95, в остатке x_W=0,045. Производительность колонны F=10000 кг/ч (2,77 кг/с), Т_В=293 К; T’_D=303 К; Т=368; H=400 мм; B/D=0,78; β=0,16.

3.1 Технологический  расчет

3.1.1 Схема  колонны

Принимаем схему колонны с острым испаряющимся орошением  (рисунок 3.1).

Рисунок 3.1 - Схема колонны и температуры  внешних потоков

3.1.2 Давление  и температура

Орошение  будем подавать в колонну в  переохлажденном состоянии. В качестве хладоагента используем воду, максимальная температура которой Т_в=293 К. При разнице температур воды и продукта на холодном конце конденсатора-холодильника, составляющей 10 К, температура в емкости орошения будет Т_д=303 К. Давление насыщенных паров дистиллята при этой температуре составит

,    (3.1)

где Р –  давление насыщенных паров дистиллята при температуре 303 К;

      - давление насыщенных паров соответственно бензола и толуола при температуре 303 К;

      - содержание в дистилляте соответственно бензола и толуола.

Р=0,95^.0,0159+0,05^.0,00489=0,01536 МПа.

Для получения  переохлажденной флегмы примем давление в емкости орошения равным Р¢=0,12 МПа (900 мм рт.ст.). Пренебрегая потерей напора при движении парового потока через конденсатор-холодильник, шлемовую трубу и колонну, кривую равновесия фаз и изобару будем строить в пределах температур кипения бензола и толуола при давлении верха колонны. Опытные данные и расчетные уравнения для построения этих кривых приведены в справочной литературе [6]. Результаты расчетов представлены в таблице 3.1.

В качестве примера приведем расчеты при Т=363 К. Константы равновесия бензола (К₁) и толуола (К₂) определяются из выражений

     (3.2)

 ,    (3.3)

где - давления насыщенных паров бензолаа при температурах 363 и 359 К;

       - давления насыщенных паров толуола при температурах 363 и 390 К.

 ;  .

Мольную долю бензола в жидкости (х¢) и паре (у¢) определим из выражений

    (3.4)

.     (3.5)

;  .

Массовую  долю бензола в жидкости (х) и паре (у) определим из выражений

   (3.6)

,   (3.7)

где Мd, Мт – молекулярная масса бензола и толуола соответственно, кг/кмоль.

.

Таблица 3.1 –  Координаты кривых равновесия и изобар

Температура, К	Давление насыщенных паров, МПа		Мольная доля бензола		Массовая доля бензола
	бензола	толуола	х¢	у¢	х	у
359	0,12108	-	1	1	1	1
363	0,136111	0,054215	0,816389	0,917734	0,790342	0,904381
368	0,156895	0,063564	0,616097	0,798336	0,576381	0,770449
373	0,180055	0,074154	0,442871	0,658581	0,402611	0,620554
378	0,205763	0,086098	0,292012	0,496245	0,259089	0,455096
390		0,121005	0	0	0	0

При построении кривых равновесия и изобар использованы массовые концентрации.

 

Температура паров дистиллята с верхней тарелки (температура верха колонны T_D) и жидкого остатка (температура низа колонны Т_W) определяются по диаграммам Y-X и Т-у, х (рисунок 2); температура парового потока – по верхней кривой (t=f(y)), температура жидкого потока – по нижней (t=f=(x)).

Т_D=360 K, T_W=388,8 К.

Для определения  температуры сырья через точку А проводим линию АВ (q-линия), тангенс угла наклона которой равен

.(3.8)

;  a=61,7^о.

Точка пересечения линии АВ с кривой равновесия y=f(x) (точка К) определяет составы парового и жидкостного потоков сырья в секции питания колонны:

.

Откладывая  значения у₀ и х₀ на графике изобар (t=f(x)), t=f(y)), определяем температуру сырья Т_f=370,8 К. Для наглядности найденные температуры обозначены на схеме колонны (см. рисунок 1).

3.1.3 Материальный  баланс

Выход дистиллята определяем по уравнению

    (3.9)

 кг/ч (1,49 кг/с).

Коэффициенты  дистиллята

     (3.10)

.

Количество  остатка

     (3.11)

W=10000-5359=4641 кг/ч (1,29 кг/с).

3.1.4 Количество  орошения и число теоретических  тарелок

Минимальное флегмовое число определяем при помощи уравнения

     (3.12)

.    

Примем  коэффициент избытка флегмы b=1,17. В дальнейшем расчете при определении оптимального коэффициента избытка флегмы проверим, насколько принятое значение отличается от оптимального.

Рабочее флегмовое число

   R=1,16^.1,2=1,37.   (3.13)

Число теоретических  тарелок находим графически. Построение производим следующим образом. Через  точку D и точку N, ордината которой

     (3.14)

проводим  рабочую линию верхней части  колонны DN (см. рисунок 3.2). Через точку С пересечения рабочей линии верхней части колонны с линией АВ и через точки М и R проводим рабочую линию секции питания колонны. Между равновесной кривой и образовавшейся ломаной линией DRMS строим ступенчатую линию, число ступеней которой определяет число теоретических тарелок. В результате построения получаем: вверху колонна имеет 7 и внизу 10 теоретических тарелок, из которых роль одной тарелки выполняет кипятильник.

Минимальное число теоретических тарелок  определяем по уравнению

,    (3.15)

где a - коэффициент относительной летучести компонента смеси,

.

3.1.5 Тепловой  баланс

По справочной литературе [6] определяем необходимые  для расчета теплофизические  свойства бензола и толуола. Так  как теплоемкости бензола и толуола  мало различаются между собой, для  упрощения расчетов в качестве их теплоемкостей примем средние значения, вычисленные по их истинным теплоемкостям (таблица 3.2).

Таблица 3.2 –  Теплофизические свойства бензола  и толуола

Компонент	Удельная теплоемкость жидкости, кДж/(кг.К) при температуре, К				Теплота испарения при Р=0,12 МПа, кДж/кг	Температура кипения при Р=0,12 МПа, К
	303	360	370,8	388,8
Бензол	1,73	1,9	1,92	1,99	368	359
Толуол	1,74	1,92	1,945	2,015	337	389
Принятые  средние значения теплоемкостей	1,75	1,94	1,97	2,04	-	-

Тепло, отнимаемое в конденсаторе-холодильнике (Qd), определяем по уравнению

,   (3.16)

где D – количество дистиллята, кг/с.

 (3.17)

   (3.18)

,   (3.19)

где , , - удельные теплоемкости жидкостей соответственно при температурах 303, 360, 370,8 К, кДж/(кг^.град);

       , , , - температуры соответственно 273, 303, 360, 370,8 К;

        , - соответственно массовая доля бензола и толуола в смеси при Т=370,8 К;

         , - теплота испарения при Р=0,12 МПа соответственно бензола и толуола, кДж/кг.

Н_n,N-1=1,945(370,8-273)+0,69^.*368+(1-0,69)^.337=548,6 кДж/кг

Н_{ж, N}=1,92(360-273)=167,04 кДж/кг

Н_{ж, D}=1,74(303-273)=52,2 кДж/кг

Qd=2,3[(1+1,37)548,6-1,5^.167,04-52,2]=1517,687 кВт.

Определим приход и расход тепла с материальными  потоками,

(3.20)

   (3.21)

    (3.22)

.   (3.23)

 кВт

 кВт

 кВт

 кВт.

Количество  тепла, которое необходимо подвести в нижнюю часть колонны через  кипятильник, определяем из уравнения  общего теплового баланса процесса:

  (3.24)

 кВт.

С учетом тепловых потерь в окружающую среду  количество тепла, подводимого в  нижнюю часть колонны, увеличиваем  на 10 %, т.е. принимаем Qв=1121,31 кВт.

 

 

Результаты  расчета теплового баланса сведены  в таблицу 3.3.

Таблица 3.3 –  Тепловой баланс колонны

Подводимое (отводимое) тепло	Температура, К	Энтальпия, кДж/кг	Расход, кг/с	Количество тепла, кВт
1	2	3	4	5
Приход с сырьем (е=0,35)   в кипятильнике	370,8 370,8 -	548,611 190,07 -	0,973 1,807 -	533,37 343,45 1121,31
Итого Расход с дистиллятом с остатком в конденсаторе-холодиль-нике потери                    Итого	-   303 388,8   - - -	-   52,2 234,23   - - -	2,78   1,49 1,29   - - 2,78	1998,13   77,71 300,8   1517,69 101,93 1998,13

 

Количество  холодного орошения (L_хол) определяем по уравнению

,    (3.25)