- •Содержание
- •Введение
- •Исходные данные для расчета
- •Построение изобарных температурных кривых
- •3Расчет однократного испарения
- •X*f X'f y*f
- •Материальный баланс для ректификационной колонны
- •X'w X'f y'd
- •Тепловой баланс колонны
- •Расчет режима полного орошения
- •Расчет числа теоретических тарелок по кривой равновесия фаз
- •7.Расчет числа теоретических тарелок по тепловой диаграмме
- •Построение профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны
- •11. Расчет фактического числа тарелок
- •12. Расчет высоты колонны
- •13.Расчет диаметра колонны
- •14. Расчет диаметров штуцеров
- •14.1 Расчет диаметра штуцера для ввода жидкостного орошения
- •14.2 Расчет диаметра штуцера вывода паров из колонны
- •14.3 Расчет диаметра штуцера ввода паров из рибойлера
- •14.4 Расчет диаметра штуцера для вывода остатка
- •14.5 Расчет диаметра штуцера ввода сырья
- •15. Расчет поверхности конденсатора – холодильника
- •16. Расчет расхода воды
- •17. Расчет поверхности кипятильника
- •18. Расчет расхода водяного пара
- •Список использованной литературы
Исходные данные для расчета
Расчет основных показателей работы и размеров ректификационной колонны производим по следующим исходным данным:
давление в зоне питания колонны: π =1,6 ата;
мольная доля низкокипящего компонента в сырье: x'F =0,61;
мольная доля отгона: е'=0,65;
мольная доля низкокипящего компонента в дистилляте: y'D=0,971;
мольная доля низкокипящего компонента в остатке: x'W=0,026;
коэффициент избытка подвода (съема) тепла: n'=1,27;
производительность колонны по сырью: F=23.0 т/ч.
Построение изобарных температурных кривых
Для построения кривых изобар нам необходимо знать зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Рi, поэтому воспользуемся эмпирическим уравнением Антуана:
lg Pi = Ai – Bi / (Ci+ t), (1)
где Аi, Вi, Сi – эмпирические величины, постоянные для каждого компонента.
Таблица 1-Значение коэффициентов уравнения Антуана
Компонент |
Ai |
Bi |
Ci |
бензол |
4,03129 |
1214,65 |
221,205 |
толуол |
4,07427 |
1345,09 |
219,516 |
Для определения температур кипения бензола (низкокипящего компонента) tКБ и толуола (высококипящего компонента) tКТ, т.е. крайних точек изобарных температурных кривых, при заданном рабочем давлении уравнение Антуана нам надо решить относительно температуры t. Для этого вместо давления насыщенных паров компонента Рi в уравнение подставим давление в середине колонны π, т.е.
t = Bi / (Ai – lg π) – Ci, (2)
tКБ = BБ / (AБ – lg π) – CБ = 1214,65 / (4,03129 – lg 1,6) – 221,205= 96.17°С
tКТ = BТ / (AТ – lg π) – CТ = 1345,09 / (4,07427 – lg 1,6) – 219,516= 127,67°С.
Далее в пределах рассчитанных температур кипения компонентов зададимся
6 температурами:
Δt =(tКТ – tКБ) / 5= (127,67-96.17) / 6=5.25°С;
t1 =96.17°С
t2 = 101,42°С
t3 = 106.67°С
t4 = 111.92°С
t5 = 117.17°С
t6 = 122.4°С
t7 =127,67°С
Давления насыщенных паров компонентов РБ и РТ найдем по уравнению (1):
При температуре t1 = 96,17 °C
PБ1 = 10(4,03129 – 1214,65 / (221,205 +96,17)) = 1.6 ата;
PТ1 = 10(4,07427 – 1345,09 / (219,516 +96,17)) = 0,651 ата.
При температуре t2 = 101.42°C
PБ2 = 10(4,03129 – 1214,65 / (221,205 + 101,42) = 1,85 ата;
PТ2 = 10(4,07427 – 1345,09 / (219,516 + 101,42)) = 0,764 ата.
При температуре t3 = 106.67°C
PБ3 = 10(4,03129 – 1214,65 / (221,205 + 106,67)) = 2.127 ата;
PТ3 = 10(4,07427 – 1345,09 / (219,516 + 106,67)) = 0,8924 ата.
При температуре t4 = 111.92°C
PБ4 = 10(4,03129 – 1214,65 / (221,205 + 111.92)) = 2,427ата;
PТ4 = 10(4,07427 – 1345,09 / (219,516 + 111.92)) = 1.0373 ата.
При температуре t5 = 117,17°C
PБ5 = 10(4,03129 – 1214,65 / (221,205 + 117.17)) = 2,814 ата;
PТ5 = 10(4,07427 – 1345,09 / (219,516 + 117.17 = 1.225 ата.
При температуре t6 = 122.4C
PБ6 = 10(4,03129 – 1214,65 / (221,205 + 122,4)) = 3,1352 ата;
PТ6 = 10(4,07427 – 1345,09 / (219,516 + 122,4) = 1,3813 ата.
При температуре t7 =127,67°С
PБ7 = 10(4,03129 – 1214,65 / (221,205 + 127,67)) = 3,5454 ата
PТ7 = 10(4,07427 – 1345,09 / (219,516 + 127,67) = 1,5849 ата
Определим мольные доли бензола в кипящей жидкой фазе
x' = (π – РТ)/(РБ – РТ), (3)
в равновесной паровой фазе
y' = КБ · x' = РБ / π · x', (4)
где КБ – константа фазового равновесия бензола.
При температуре t1 = 96,17°С
x'1 = (1,6 – 0,6508)/( 1,6– 0,6508) = 1,00;
y'1 = (1,6 /1,6)*1=1,00.
При температуре t2 = 101,42°С
x'2 = (1,6 – 0,7641)/( 1,8467 – 0,7641) = 0,7721;
y'2 = (1,8467/1,6)*0,7721 = 0,8912.
При температуре t3 = 106,67°С
x'3 = (1,6 – 0,8924)/(2.1217 – 0,8924) = 0,5756;
y'3 = (2.1217/1,6)*0,5756 = 0,7633.
При температуре t4 = 111.92°С
x'4 = (1,6 – 1.0373)/(2,4270 – 1.0373) = 0,4049;
y'4 = (2,4270/1,6)*0,4049 = 0,6142.
При температуре t5 = 117.17°С
x'5 = (1,6 – 1,2)/(2,7646 – 1,2) = 0,2557,
y'5 = (2,7646/1,6)*0,2557= 0,4418.
При температуре t6 = 122.4°С
x'6 = (1,6 – 1,3813)/(3,1352 – 1,3813) = 0,1247;
y'6 = (3,1352/1,6)*0,1247 = 0,244.
При температуре t7 =127,67°С
x'7 = (1,6 – 1,6)/(3,5454 – 1,5849) = 0;
y'7 =0
Для построения кривой равновесия фаз и изобарных температурных кривых составим таблицу полученных данных:
Таблица 2- Обработка данных покомпонентно
-
Температура, °С
бензол
толуол
PБ, ата
x'
y'
PТ, ата
1-x'
1-y'
t1 = tКБ = 96,17
1,6
1
1
0,65
0
0
t2 = 101,42
1,8467
0,772
0,891
0,764
0,228
0,109
t3 = 106,67
2.1217
0,577
0,763
0,892
0,423
0,237
t4 = 111,92
2,427
0,405
0,614
1.037
0,573
0,386
t5 = 117.17
2,765
0,256
0,442
1,2
0,744
0,558
t6 = 122,4
3,1352
0,125
0,244
1,381
0,875
0,756
t7 =127,67
3,5454
0
0
1,585
1
1
Величины энтальпии для различных веществ в жидком и газообразном состоянии мы можем рассчитать по эмпирическим зависимостям от температуры t и относительной плотности ρ204 вещества:
hi = (0,403·t + 0,000405·t2) · (ρ204) -1/2 · М, , (5)
Hi = [(50,2 + 0,109·t + 0,00014·t2) · (4 – ρ204) – 73,8] · М, , (6)
где hi и Hi – энтальпии вещества в жидком состоянии и газообразном состоянии,
M – молярная масса вещества, кг/кмоль.
Таблица 3-Физические свойства компонентов
Компонент |
M, кг/кмоль |
ρ204 |
Бензол |
78 |
0,8790 |
Толуол |
92 |
0,8669 |
Найдем энтальпии бензола hБ, HБ и толуола hТ, HТ при различных температурах по уравнениям (5) и (6):
При температуре t1 =96,17°C
hБ1 = (0,403∙96,17 + 0,000405·96.172) · (0,879) -1/2 · 78= 3535,996;
HБ1 =[(50,2 + 0,109·96,17+ 0,00014·96,172) · (4 – 0,8790) – 73,8] · 78 = 9331,237;
Остальные расчеты проводятся аналогично. Данные занесем в табл.4
Пренебрегая теплотой растворения, рассчитаем энтальпии жидкой и паровой фаз, имеющих равновесные составы (точнее, содержания бензола) x' и y' при заданной температуре t, по следующим уравнениям аддитивности:
для жидкой фазы
h = hБ · x' + hТ · (1 - x'), (7)
для насыщенных паров
H = HБ · y' + HТ · (1 - y'), (8)
Имея все необходимые данные, проведем расчет с помощью электронных таблиц Excel.
Таблица 4- Обработка результатов
параметр |
1 |
2 |
3 |
4 |
5 |
6 |
7 |
PБ |
1,6 |
1.847 |
2,122 |
2.427 |
2.765 |
3.135 |
3,545 |
PТ |
0.6508 |
0.764 |
0.892 |
1.0373 |
1.2 |
1.3813 |
1,585 |
x' |
1,000 |
0,772 |
0,577 |
0,405 |
0,256 |
0,125 |
0 |
y' |
1,000 |
0,891 |
0,763 |
0,614 |
0,442 |
0,244 |
0 |
1-x' |
0,000 |
0,228 |
0,423 |
0,573 |
0,744 |
0,875 |
1 |
1-y' |
0,000 |
0,109 |
0,237 |
0,386 |
0,558 |
0,756 |
1 |
hБ |
3547,235 |
3758,8795 |
3972,39 |
4187,7578 |
4404,99 |
4623,25 |
4845,05 |
HБ |
9331,237 |
9505,902 |
9682,442 |
9860,86 |
10041,159 |
10222,638 |
10407,4 |
hТ |
4199,559 |
4450 |
4702,895 |
4957,87 |
5215,054 |
5473,45 |
5736,04 |
HT |
11074,5 |
11281,305 |
11490,33 |
11701,585 |
11915,06 |
12129,94 |
12348,7 |
h |
3535,996 |
3913,39 |
4282,42 |
4646,05 |
5007,92 |
5367,43 |
5736,03 |
H |
9331,237 |
9699,066 |
10110,37 |
10569,04 |
11087,17 |
11663,795 |
12348,7 |
Построим энтальпийную диаграмму, используя составленную таблицу рассчитанных данных.