- •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
3Расчет однократного испарения
Рисунок 6 – Схема процесса однократного испарения (ОИ)
Материальный баланс процесса ОИ представим следующим образом
для всей системы
F = GF + gF, (13)
для низкокипящего компонента
F · x'F = GF · y*F + gF · x*F, (14)
где GF и gF – массовые расходы соответственно образовавшихся паров и жидкого остатка в кг/ч;
x*F и y*F – мольные доли бензола в равновесных жидкой и паровой фазах, полученных в результате однократного испарения сырья на входе в колонну.
Совместное решение приведенных уравнений даст нам выражение:
x'F = e' · y*F + (1 – e') · x*F, (15)
где e' = G'F / F' – мольная доля отгона.
Процесс однократного испарения проанализируем при помощи кривой равновесия фаз, изобарных температурных кривых и энтальпийной диаграммы. Значения x*F , y*F определяем по графику, а также с помощью данной формулы методом подбора:
e' = (x'F – x*F) / (y*F – x*F)
т.А-доля НКК в паровой и жидкой фазе после ОИ
y*F =0 x*F= x'F /(1-e)=1,46
По кривой равновесия фаз и изобарным температурным кривым мы рассчитали составы равновесных фаз сырья x*F=0,485 и y*F =0,69 а также температуру сырья на входе в колонну tF =109,8°С.
Покажем результаты расчета на комбинированной диаграмме. Согласно правилу рычага массовые расходы F, GF и gF лежат на одной прямой:
gF F GF
• • •
X*f X'f y*f
e' = (x'F – x*F) / (y*F – x*F) (16)
e'=(0,61-0,485)/(0,69-0,485)=0.6098
∆=(0,6098-0,61)/0,6098=0,039%
Материальный баланс для ректификационной колонны
W, хw
Рисунок 7 – Схема полной ректификационной колонны
Материальный баланс для ректификационной колонны можно выразить следующим образом:
для всей системы
F = D + W, (9)
для низкокипящего компонента (бензола)
F' · x'F = D' · y'D + W' · x'W, (10)
где F и F' – производительность колонны соответственно в кг/ч и кмоль/ч,
D и D' – массовые расходы дистиллята соответственно в кг/ч и кмоль/ч,
W и W' – массовые расходы остатка в кг/ч и кмоль/ч.
Для перевода единицы измерения кг/ч в кмоль/ч рассчитаем средние молярные массы сырья MF, дистиллята MD и остатка MW по правилу аддитивности:
MF = MБ · x'F + MТ · (1 - x'F) = 78 · 0,61 + 92·(1 – 0,61) = 83.46 кг/кмоль;
MD = MБ · y'D + MТ · (1 - y'D) =78 · 0,971+ 92· (1 –0,971) = 78,406 кг/кмоль;
MW = MБ · x'W + MТ · (1 - x'W) = 78 · 0,026 + 92 · (1 – 0,026) = = 91,636 кг/кмоль.
Рассчитаем производительность ректификационной колонны в кмоль/ч:
F' = F / MF = 23000 / 83,46 = 275.58кмоль/ч.
Отсюда можно найти массовые расходы бензола F'Б, FБ и толуола F'Т, FТ в сырье:
F'Б = F' · x'F =275,58 · 0,61 = 168,1 кмоль/ч;
FБ = F'Б · MБ =168,1 · 78 = 13112,15кг/ч;
F'Т = F' · (1 - x'F) = 275,58 · (1 - 0,61) = 107.48 кмоль/ч;
FТ = F'Т · MТ = 107,48· 92 = 9887.8 кг/ч.
Для нахождения массовых расходов дистиллята D и остатка W воспользуемся правилом рычага, т.е. отношение массовых расходов двух любых продуктов прямо пропорционально отношению их неприлегающих отрезков:
W' F' D'
• • •