Ректификация бензол-толуол

F = P+W;

 

4.1.2 Продуктивність колони по дистиляту Р та кубовому залишку W

F = 5760 кг/ч = 1.6 кг/с

P=F –W=1.6 – 0.9 = 0.7кг /с.

 

4.2 Робоче флегмове число:

 

4.2.1 Перерахунок складу фаз з масових часток в молярний:

де  - молекулярна маса метанолу ( ),

       - молекулярна маса води

 

 

 

4.2.2 Концентрація легко леткого компонента в паровій фазі

Вихідні дані введемо  в табл. 1:      

 Табл. 4.1 - Дані по паро рідинної рівноваги для системи метанол-вода при нормальному тиску.

 

x, кмоль/кмоль суміші	y, кмоль/кмоль суміші	T, °C
0	0	100
0.02	0.134	96.4
0.04	0.23	93.5
0.06	0.304	91.2
0.08	0.365	89.3
0.1	0.418	87.7
0.15	0.517	84.4
0.3	0.665	78
0.4	0.729	75.3
0.5	0.779	73.1
0.6	0.825	71.2
0.7	0.87	69.3
0.8	0.915	67.5
0.9	0.958	66
0.95	0.979	65
1	1	64.5

 

За даними табл. 1побудуємо діаграму рівноваги x,y:

      Рисунок 4.1 – Діаграма рівноваги між паром (у) и рідиною(х) при постійному тиску.

З рисунка 1 бачимо: y_F = 0.643

   Побудуємо діаграму залежності концентрацій у паровій та рідкій фазі від температури :

  Рисунок 4.2 - Діаграма залежності концентрацій у паровій та рідкій фазі від температури.

  З рисунка 2 температура у середній частині колони дорівнює t_F = 79⁰C, що відповідає (х_F=0.273 кмоль/кмоль суміші), у верхній частині температура дорівнює t_P=64,8⁰C (х_Р=0.87 кмоль/кмоль суміші) и у нижній частині температура дорівнює t_W=98,1⁰C (х_W=0.0085 кмоль/кмоль суміші).

 

4.2.3 Мінімальне флегмове число.

R_min = ( )/( )= (0.87 – 0.643)/(0.643 – 0.273)=0.61.

 

4.2.4 Робоче флегмовое число R.

    , где β – коефіцієнт надлишку флегми (беремо довільно) [3, c.250, 9.18]

    R = β·R_min = 1.75·0.61 = 1.13

    B = x_p/(R+1) = 0.87/(1.13+1) = 0.40

     Побудуємо діаграми рівноваги x, y. На діаграмах відкладемо значення В, потім побудуємо робочі лінії зміцнювальної і вичерпної частини колони і нанесемо лінії, які позначають теоретичні тарілки. За кількістю піків, визначимо число теоретичних тарілок (Nт).

 

 

 

   Рис. 4.3 - Діаграма рівноваги між паром (х) та рідиною (у) при флегмовому числі R = 1,13.

      Теоретичне число тарілок дорівнює 7.

 

4.3 Тепловий баланс

4.3.1 Теплоємність суміші, дистиляту та кубового залишку:

с=с₁ +4190·(1 – );

c_p = 2700·0.92+4200·0.08 = 2547 Дж/(кг·К)

c_W = 2917·0.015+4200·0.985 = 4174 Дж/(кг·К)

c_F = 2780·0.4+4200·0.6 = 3630 Дж/(кг·К)

 

4.3.2 Теплота утворювання флегми:

r_Ф =r₁ - r₂(1- );

r_Ф = 1100.8·0.92+2347.5·(1 – 0.92) = 1200.5·10³ Дж/кг.

 

4.3.3 Энтальпія пара:

I_П = r_Ф+с_Р·t_P;

I_П = 1200.5·10³+2347.5·67 = 1 357 282.5 Дж/кг

 

4.3.4 Витрата теплоти в кубі колони з урахуванням теплових втрат:

Q=W(c_wt_w – c_Ft_F)+PRr_Ф+P(I_П – c_Ft_F)+Q_пот.;

Q = 0.9·(4174·99 – 3630·78)+0.7·1.13·1200.5·10³+0.7·(1 357 282.5 – 3630·78) +0.03Q;

Q = 1.875·10⁶ Вт.

4.3.5 Витрати гріючого пара:

  G_Г.П. =

4.3.6 Витрати води: в дефлегматорі

  G’ = P(R+1)r_p/(c_ВΔt) = 0.7·(1+1.13) ·1200.5·10³/(4190·20) = 21.35 кг/с.

 В холодильнику дистиляту:

G’’ = Pc_P(t_p1 – t_p2)/(c_ВΔt) = 0.7·2547·(67 – 30) /(4190·20) = 0.84 кг/с.

 В холодильнику кубового залишку:

G’’’ = Wc_w(t_w1 – t_w2)/(c_ВΔt) = 0.9·4174·(99-30) /(4190·20) = 3 кг/с.

 

4.3.7 Сумарні витрати води дорівнюють:

G_В = 21.353+0.84+3=25.3 кг/с.

 

4.4 Технологічний розрахунок.

4.4.1Середній мольний склад рідині у верхній та нижній частинах колони:

х_ср.в.=(х_Р + х_F) = (0.87+0.273)/2 = 0.57 кмоль/кмоль суміші;

х_ср.н.=(х_F + х_W) = (0.273+0.0085)/2 = 0.141 кмоль/кмоль суміші.

 

4.4.1 Середній масовий склад рідини у верхній та нижній частинах колони:

 

4.4.2 Середній мольний склад рідини у верхній та нижній частинах колони:

М_В  = 32· х_ср.в +18·(1 – х_ср.н.)=32·0.57+18·0.43= 26 кг/кмоль;

М_Н = 32· х_ср.н. +18·(1 – х_ср.н.)=32·0.141+18·0.859= 19.97 кг/кмоль.

 

Мольна маса дистиляту, вихідної суміші та кубового залишку:

М_Р = 32· х_P. +18·(1 – х_P )=32·0.87+18·0.13= 30.2 кг/кмоль

М_F = 32· х_F +18·(1 – х_F.)=32·0.273+18·0.727= 21.82 кг/кмоль

М_W = 32· х_W +18·(1 – х_W.)=32·0.0085+18·0.9915= 18.12 кг/кмоль

 

4.4.3 Середній масовий склад пару у верхній та нижній частинах колони:

З рисунка 2 знаходимо:

 y_p=0.87 кмоль/кмоль суміші;

y_w=0.0085 кмоль/кмоль суміші;

y_ср.в.=(y_Р + y_F) = (0.87+0.643)/2 = 0.76 кмоль/кмоль суміші;

y_ср.н.=(y_F + y_W) = (0.643+0.0085)/2 = 0.33 кмоль/кмоль суміші.

 

 

4.4.4 Середні мольні маси пара у верхній та нижній частинах колони:

М_В  = 32· y_ср.в +18·(1 – y_ср.н.) = 32·0.76+18·0.24= 28.64 кг/кмоль;

М_Н = 32· y_ср.н. +18·(1 – y_ср.н.) = 32·0.33+18·0.67= 22.62 кг/кмоль.

 

4.4.5 Середня щільність рідини у верхній та нижній частинах колони:

ρ_В = 743.6· х_ср.в +977·(1 – х_ср.в) = 743.6·0.66+977·0.34= 823 кг/м³;

ρ_Н = 727· х_ср.н. +966·(1 – х_ср.н.) = 727·0.275+966·0.725=900.3 кг/м³,

де:

743.6 и 977 – щільність метилового спирту та води при t_ср= (67+78)/2=72.5⁰С.

  [1, IV]

 727и 966 – щільність метилового спирту та води при t_ср= (99+78)/2=88.5⁰С.  [1, IV]

 

4.4.6 Середня щільність пара у верхній та нижній частинах колони:

ρ_ср.=

ρ_ср.в. = (28.64·273)/(22.4·(273+72.5))=1 кг/м³;

ρ_ср.н.  = (22.62·273)/(22.4·(273+88.5))=0.76 кг/м³_.

 

4.4.7 Масові витрати рідини у верхній та нижній частинах колони:

L_в=0.7·1.13·26/30.2=0.67 кг/с;

L_н=0.7·1.13·19.97/30.2 +1.6·20/21.82 = 2 кг/с;

 

4.4.8 Масові витрати пару у верхній та нижній частинах колони:

G_В = 0.7· (1.13+1) ·28.64/30.02 = 1.4 кг/с;

G_Н = 0.7· (1.13+1) ·22.62/30.02 = 1.11. кг/с.

 

4.4.9 Розрахунок швидкості пара и діаметра колони.

  Гранична швидкість пара для верхній та нижній частин колони:

    ω_ср.в.= 0.05·(ρ_ж.в./ ρ_г.в.)^0.5=0.05·(823\1)^0.5= 1.43 м/с;

    ω_ср.н.= 0.05·(ρ_ж.н./ ρ_г.н.)^0.5=0.05·(900.3\0.76)^0.5= 1.72 м/с.

 

  Робоча швидкість пара у верхній та нижній частинах колони:

   ω_р.в.= 0.85· ω_ср.в.= 1.21 м/с;

   ω_р.н.= 0.85· ω_ср.н.= 1.46 м/с;

 

 Орієнтовний діаметр верхній та нижній частин колони:

 

     

 

    Приймаємо ректифікаційної колони з діаметром у верхній і нижній частині 1200 мм. При цьому дійсна робоча швидкість пара при середній робочій швидкості парів (1.21 +1.46) / 2 = 1.33 м / с дорівнює:

      ω_р.=1.33·(1.08/1.2)²=1.12 м/с.

 

   За ОСТ 26-01-66-86 для колони діаметром 1200 мм вибираємо ковпакову однопоточну тарілку ТК-Р з наступними конструктивними розмірами: вільний перетин колони – 1.13м², відносний вільний перетин тарілки – 11.4%, відносний перетин переливу – 8.2%, периметр зливу – 825 мм, діаметр ковпачка d_к=1000 мм,

кількість ковпачків  на тарільці – 39шт, висота прорізу ковпачка h_к=15 мм.

Швидкість пари в робочому перетині тарілки:    

     ω_Г = ω_р·S/S_T =1.1·0.785·1.2²/1.01=1.34 м/с.

 

4.4.10 Розрахунок висоти колони:

   Для вибору значення к.к.д. скористаємося узагальненим досвідченим графіком залежності к.к.д. від твору відносної летючості α на в'язкість μ суміші, що пере ганяється [1, c.333].

 

 

    Суміш  в нижній частині колони:t_W = 99⁰C;

μ_{CH3OH =} 0.23·10^-3 Па·с;

р_CH3OH = 2100 мм.рт.ст.;

μ_Н2О = 0.25·10^-3 Па·с;

р_Н2О = 750 мм.рт.ст.;

α₁ = р_CH3OH/ р_Н2О = 2100/750 = 2.8;

lg μ_см = 0.0085 lg 0.23·10^-3 + (1 – 0.0085) lg 0.25·10^-3 = 4.396.

μ_см = 0.248·10^-3 Па·с.

При α_1· μ_см = 2.8·0.248·10^-3 = 0.695·10^-3, η₁ = 0.53.

 

Вихідна суміш:

t_W = 78⁰C;

μ_{CH3OH =} 0.28·10^-3 Па·с;

р_CH3OH = 1000 мм.рт.ст.;

μ_Н2О = 0.36·10^-3 Па·с;

р_Н2О = 320 мм.рт.ст.;

α₁ = р_CH3OH/ р_Н2О = 1000/320 = 3.13;

lg μ_см = 0.273 lg 0.28·10^-3 + (1 – 0.273) lg 0.36·10^-3 = 4.522.

μ_см = 0.332·10^-3 Па·с.

При α_1· μ_см = 3.13·0.332·10^-3 = 1·10^-3, η₁ = 0.5.

 

Суміш у верхній частині колони:

t_W = 64⁰C;

μ_{CH3OH =} 0.33·10^-3 Па·с;

р_CH3OH = 650 мм.рт.ст.;

μ_Н2О = 0.45·10^-3 Па·с;

р_Н2О = 190 мм.рт.ст.;

α₁ = р_CH3OH/ р_Н2О = 650/190 = 3.42;

lg μ_см = 0.87 lg 0.33·10^-3 + (1 – 0.87) lg 0.45·10^-3 = 4.524.

μ_см = 0.334·10^-3 Па·с.

При α_1· μ_см = 3.42·0.334·10^-3 = 0.695^-3, η₁ = 0.49

Средний к.п.д. тарелки:

η_ср = (0.53+0.5+0.49)/3 = 0.51.

   

     Дійсне число тарілок: Nд = 7/0.51 = 13.7. Приймаємо число тарілок 14, з яких 7 буде в нижній частині, а 7 - у верхній.   

 Для колонних апаратів діаметром 1200 мм відстань між тарілками будемо вважати 500 мм. Беручи відстань від верхньої тарілки до кришки h1 = 2420 мм і від нижньої тарілки до днища - 3000 мм, визначимо висоту колони:       

Н_к=(14-1)·0.5+2.42+3=11.92 м.

     За ОСТом 26-01-66-86 обираємо колону з наступними даними:

     Діаметр колони, D = 1200 мм, вільний перетин колони, 0.78 м2, відносний вільний перетин тарілки, 10.6 %, відносний перетин переливу, 8.1 %, периметр зливу 685 мм, іаметр ковпачка, d_к =80 мм, ковпачків на тарілці, 43 шт, висота прорізу ковпачка, h_к = 15 мм.

 

 

 

 

5 ГІДРАВЛІЧНИЙ РОЗРАХУНОК

    

  Гідравлічний опір  тарілки можна визначити як  суму опорів [2, c.207, 209, 210]:  

          

где опір сухої тарілки, Па;

       опір, обумовлене силами поверхневого натягу, Па (тому його значення зневажливо мало в проектувальних розрахунках його не враховують);

       опір паро рідинного шару (барботажного), Па.

       Опір  сухої тарілки визначається по  рівнянню:

ΔР₁ = ζ·ρ_см·ω²/2,

где швидкість газу (пара) у вільному перетині тарілки; коефіцієнт ζ опору ζ для шліцеві тарілок приймають рівним от 4 до 5.

ΔР_1в = 5·0.823·1.43² /2 = 4.207 Па,

ΔР_1н = 5·0.900 ·1.72/2 = 6.66 Па.

Опір газорідинного (барботажного) шару приймають рівним статичному тиску шару:

ΔР₃ = ρ_см·g·h_0,

 

где ρ_см – щільність рідини,

висота світлого шару рідини, м.

h₀ = 0.0419+0.19h_пер – 0.0135ω· ρ_см^0.5+2.46q.

q=Q/L_c= 0.0018/0.825=0.0022 м³/м·с.

 

h_0в = 0.0419+0.19·0.2 – 0.0135·1.43· 0.832^0.5+2.46·0.22 = 0.068 м,

h_0н = 0.0419+0.19·0.2 – 0.0135·1.72· 0.900^0.5+2.46·0.22 = 0.064 м