Ректификационная установка для разделения бинарной смеси "бензол-толуол"

Введение

 

Ректификация – разделение жидких однородных смесей на составляющие вещества или группы составляющих веществ в результате противоточного взаимодействия паровой смеси и жидкой смеси.

Возможность разделения жидкой смеси  на составляющие её компоненты ректификацией  обусловлена тем, что состав пара, образующегося над жидкой смесью, отличается от состава жидкой смеси  в условиях равновесного состояния пара и жидкости.

Сущность  процесса ректификации рассмотрим на простейшем примере разделения двухкомпонентной смеси, как и в случае нашего задания по курсовому проектированию, где требуется спроектировать ректификационную установку для разделения смеси «бензол-толуол». При ректификации исходная смесь делится на две части: часть, обогащенную легколетучим компонентом (ЛЛК), называемую дистиллятом, и часть, обедненную ЛЛК, называемую  кубовым остатком.

Обычно ректификационный аппарат  состоит из двух частей: верхней  и нижней, каждая из котрых представляет собой организованную поверхность контакта фаз между паром и жидкостью.

В нижней части исходная смесь взаимодействует  с паром, начальный состав которого равен составу кубового остатка. Вследствие этого из смеси извлекается легколетучий компонент.

В верхней  ступени пар начального состава  соответствующий составу исходной смеси, взаимодействует с жидкостью, начальный состав которой равен составу дистиллята. Вследствие этого пар обогащается легколетучим компонентом до требуемого предела, а менее летучий компонент извлекается из паровой фазы.

Пар для питания ректификационной колонны получается многократным испарением жидкости, имеющей тот же состав, что и кубовый остаток, а жидкость – многократной конденсацией пара, имеющего состав, одинаковый с составом дистиллята.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Задание

 

Рассчитать ректификационную установку  для разделения бинарной смеси  бензол – толуол.

 

Исходные данные для курсового  проекта:

 

1. Производительность по сырью  F = 10  т/ч

2. Концентрация низкокипящего компонента  НКК (% масс.):

  а) в сырье  

б) в дистилляте

в) в кубовом остатке

3. Тип тарелок – ситчатые.

4. Давление в колонне атмосферное.

5. Смесь подается в колонну  при температуре начала кипения.

 

Содержание расчетно-пояснительной  записки:

 

1. Расчет материального баланса.

2. Построение равновесной и рабочей  линии (у – х) и диаграммы  t – х, у.

3. Определение скорости пара  и диаметра колонны.

4. Расчет гидравлического сопротивления  тарелок и давления в кубе  колонны.

5. Определение числа тарелок  и высоты колонны.

6. Расчет теплового баланса колонны.

7. Расчет и подбор теплообменного  оборудования (подогревателя сырья,  дефлегматора, кипятильника и холодильников дистиллята и кубового остатка). Коэффициент теплопередачи рассчитать для  кипятильника, а для остальных принять по литературным данным.

8. Расчет и подбор насоса.

9. Расчет и подбор штуцеров.

Заключение 

 

Графическая часть 

 

1. Общий вид колонны с узлами- 1 лист формата А1.

2. Общий вид кипятильника с  узлами – 1 лист А1.

 

 

 

 

 

 

 

 

1. Расчет материального баланса

 

Температуры кипения и молекулярные массы разделяемых компонентов

	tк, °С	Мол. масса,  кг/кмоль
бензол	80,2	78
толуол	110,8	92

 

 

 

 

 

 

Таким образом, бензол является легкокипящим компонентом, а толуол – тяжелокипящим компонентом.

Обозначим массовый расход дистиллята через G_D кг/ч и расход кубового остатка через G_W   кг/ч.

Из уравнения материального  баланса 

по потокам:

G_D + G_W = G_F

по бензолу:

0, 96· G_D + 0,02 · G_W = 0,50· G_F

Откуда:

G_D = 10000 – 4894 = 5106 кг/ч = 1,418 кг/с  

G_F = 10000 кг/ч = 2,777 кг/с

 

Все расчеты в данном случае ведутся  для легкокипящего компонента, а  значит х – концентрация бензола. Для дальнейших расчетов необходимо пересчитать составы фаз из массовых в мольные по соотношению:

       

где  x - мольная доля ЛКК – бензола,

- массовая  доля бензола, % (масс.)

М_б – мольная масса бензола, кг/кмоль

М_т – мольная масса толуола, кг/кмоль

 

Пересчитываем массовый состав смеси  в мольный:

 

Молекулярные массы исходной смеси, дистиллята и кубового остатка определяем по формуле:

       = 0,541 × 78 + (1 - 0,541) × 92 = 84,43 кг/моль

0,966 × 78 + (1 - 0,966) × 92 = 78,48 кг/моль

= 0,025 × 78 + (1 - 0,025) × 92 = 91,65 кг/моль

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

2.  Построение равновесной и рабочей линии (у – х) и диаграммы t – х, у

 

Данные по равновесию приведены  в таблице 1 (по данным табл. 2, стр. 153, [1]):

Таблица 1. Равновесные составы жидкости х и пара у, мол. %, температуры кипения t для смеси бензол – толуол при давлении  0,1013 МПа.

Смесь – бензол - толуол.

x%	0	5	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
y%	0	11,5	21,4	38	51,1	61,9	71,2	79	85,4	91	95,9	100
t0C	110,6	108,3	106,1	102,2	98,6	95,2	92,1	89,4	86,8	84,4	82,3	80,2

 

По этим данным строим кривые в  координатах x – y  (рис. 1) и t – x, y (рис. 2).

Минимальное флегмовое число R_min определяем по уравнению:

где x_D – концентрация бензола (ЛКК) в дистилляте, мол. доли;

x_F – концентрация бензола в сырье, мол. доли;

y*_F – мольная доля бензола в паре, равновесном с жидкостью, состава х_F; мол. доли.

- равновесная концентрация бензола в паре (см. рис. 1).

 Тогда минимальное флегмовое  число равно:

Действительное флегмовое число  определяем по уравнению Джиллиланда

2.3. Построение  рабочих линий на диаграмме   х – у.

 

Мольный расход сырья определяем по уравнению:

кмоль/час

Расход  дистиллята находим следующим образом:

кмоль/час

Расход  остатка определим по уравнению:

кмоль/час

Относительный мольный расход питания находим  по уравнению:

Уравнение рабочей линии  верхней (укрепляющей) части колонны:

Уравнение рабочей линии  нижней (исчерпывающей) части колонны:

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

3. Определение скорости пара и диаметра колонны

Средние концентрации жидкости

а) в верхней  части колонны:

_{б) в нижней части колонны:}

_{Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:}

Средние температуры  пара определяем по диаграмме t – x,y (рис. 2) в зависимости от средних концентраций пара.

_{Средняя температура пара в колонне:}

Средние мольные  массы паров в верхней и  нижней частях  колонны:

 г/моль      

           г/моль     

_{Определяем  плотность пара в  верхней и нижней частях колонны:}

кг/м³

кг/м³

Средняя плотность пара в колонне:

кг/м³

Температура вверху колонны при  у_D = 0,966 равняется 82,0 ^оС, а в кубе-испарителе при х_W = 0,025 она равна 109,4 ^оС.

Плотность жидкого бензола при 82,0 ^оС

кг/м³

Плотность жидкого толуола при  82 ^оС:

кг/м³  (табл. IV, стр. 512, [2])

Плотность дистиллята равна:

  кг/м³

 

 

Плотность жидкого бензола при  109,4 ^оС

кг/м³

Плотность жидкого толуола при 109,4 ^оС:

кг/м³  (табл. IV, стр. 512, [2])

Плотность остатка равна:

  кг/м³

Определим среднюю плотность жидкости в колонне:

  кг/м³

Объемный  расход проходящего через колонну  пара V при его средней температуре в колонне, определяемой как среднее арифметическое, находится по уравнению:

      

_{где Т и Т0 – абсолютные температуры соответственно средняя пара в колонне и температура при нормальных условиях,}

_{D – мольный расход дистиллята, равен 64,95 кмоль/ч (см. стр. 5, п. 2.3.)}

Тогда объемный расход пара равен:

 м³/с

Диаметр колонны  может быть определен по формуле:

                               

Принимаем расстояние между тарелками h = 500 мм. Для ситчатых тарелок по графику (рис. 7.2., стр. 323, [3]) находим С = 0,075. Скорость пара в колонне определяем по уравнению:

 м/с

Тогда диаметр колонны равен:

 м

Приняв стандартный  размер обечайки равным 1,4 м уточним рабочую скорость пара.

м/с

 

 

 

4. Определение гидравлического сопротивления тарелок и давления в кубе колонны

 

Выбираем  тарелку из ряда стандартных. Выбираем ситчатые тарелки ТС-Р с приведенными ниже характеристиками (стр. 216, [2])

(ОСТ 26-01-108-85)): Диаметр тарелки –  1400 мм;
Свободное сечение колонны – 1,54 м2;
Сечение перелива – 0,087 м2; Периметр слива – 0,86 м;
Относительное свободное сечение  тарелки – 10,7 %;
Масса – 72 кг

Рассчитаем гидравлическое сопротивление  тарелки в нижней и верхней  части колонны по уравнению

где - сопротивление сухой тарелки,

- сопротивление, вызываемое  силами поверхностного натяжения,

_пж - сопротивление парожидкостного слоя на тарелке.

а) Верхняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление  сухой тарелки

=

где - скорость пара в прорезях;

- коэффициент сопротивления,  равный для ситчатых тарелок  со свободным сечением 7 – 10%  (см. [2] стр. 354). Принимаем  = 1,82.

- средняя плотность пара в  верхней части колонны

Находим скорость пара в отверстиях тарелки  . Скорость пара в колонне

 м/с

Тогда

где F_св = 10,7% - свободное сечение тарелки.

Гидравлическое сопротивление  сухой тарелки равно

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения

где s - поверхностное натяжение жидкости, d_э – эквивалентный диаметр отверстия, м. Для ситчатой тарелки равен диаметру отверстия.

При поверхностное натяжение бензола равно 20,36·10^-3 Н/м, толуола – 20,71·10^-3 Н/м (см. [2] стр.527). Тогда

Н/м

(см. [2] стр.527)).

=20,45 Па

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

 Δр_пж = 1,3 · h_пж ·ρ^ж_ср.в. · g · k

где g – ускорение силы тяжести, м/с²

k – относительная плотность пены (при расчетах принимают k = 0,5)

высота парожидкостного слоя на тарелке:

 h_пж = h_п + Δh

величину Δh – высоту слоя над сливной перегородкой рассчитываем по формуле:

где V_ж – объемный расход жидкости, м³/с, П – периметр сливной перегородки, м

Объемный расход жидкости в верхней  части колонны:

 м³/с

где г/моль      

Периметр слива равен 0,86 м.

Тогда

 м

Высота парожидкостного слоя на тарелке

h_пж = 0,05 + 0,025 = 0,075 м

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке  вверху колонны:

 Δр_пж = 1,3 · 0,075 ·812,5 · 9,81 · 0,5 = 388,57 Па

Общее гидравлическое сопротивление  тарелки в верхней части колонны 197,5 + 20,45 + 388,57 = 606,52 Па

б) Нижняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление  сухой тарелки

При поверхностное натяжение бензола равно  18,46·10^-3 Н/м, толуола – 19,11·10^-3 Н/м (см. [2] стр.527). Тогда

Н/м

(см. [2] стр.527).

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения.

=18,92 Па

Объемный расход жидкости в нижней части колонны:

 м³/с

где г/моль      

Тогда

 м

Высота парожидкостного слоя на тарелке

h_пж = 0,05 + 0,045 = 0,095 м