Добавил:

ivanov666 Опубликованный материал нарушает ваши авторские права? Сообщите нам.

Вуз:

Пермский национальный исследовательский политехнический университет

Предмет:

[НЕСОРТИРОВАННОЕ]

Файл:

книги / Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии.-1

.pdf

Скачиваний:

281

Добавлен:

20.11.2023

Размер:

28.73 Mб

Скачать

☆

<<< < Предыдущая 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 3839 / 5839 40 41 42 43 44 45 46 47 48 49 50 51 > Следующая >>>

Пример 8.6. Бинарная смесь 1,4-диоксана с водой не может быть разделена ректификацией при атмосферном давлении вслед ствие образования нераздельно кипящей смеси. Для извлечения диоксана используется экстракция его из водного раствора бен золом с последующей ректификацией смеси диоксан—бензол. Определить конечное содержание диоксана в воде, если 150 кг 20% раствора диоксана обрабатываются последовательно пятью порциями бензола по 100 кг каждая. В свежем растворителе со держится 2% (масс.) диоксана. На каждой ступени экстрагирова ния достигается равновесие. Взаимной растворимостью вода и бензола пренебречь.

Данные по растворимости диоксана в воде и бензоле при 25 °0

Содержание диоксана в воде, % (масс.)	5,1	18,9	25,2
Равновесное содержание диоксана в бензоле, % (масс.)	5,2	22,5	32,0

Р е ш е н и е . Переводим массовые проценты в массовые отно сительные доли.

Содержание диоксана в воде:

, _____ х	кг диоксана
* — 100 — х	кг воды

Равновесное содержание диоксана в бензоле:

	,	у	кг диоксана
	^	100 — у	кг бензола
При	этом получаем:
х9, кг диоксана/кг воды			0,0537	0,233	0,337
у',	кг диоксана/кг бензола		0,0548	0,291	0,471
				Т а б л и ц а 8.3
					Экстракция
			Ректифика-	и	ацетона
	Характеристика	процесса	Ректифика-	и	последующая
	Характеристика	процесса	ция смеси	ректификация
			ацетон-вода	смеси ацетон-
					хлорбензол
Содержание ацетона в исходной смеси, %:					«ч.
Содержание ацетона в исходной смеси, %:					32,5
масс.			50		32,5
мол.			23.7		47,8
Содержание ацетона в дистилляте, %:			97,5		90
масс.			97,5		90
мол.			92.4		94,5
Содержание ацетона в кубовом остатке, %:					1
масс.			2		1
мол.			0.63		1,9
Число флегмы:			0,38		0,16
/?МИН			0,38		0,16
/?			0,76		0,32
Число теоретических тарелок			10		7

Отношение		расходов теплоты на ректификацию		0,76+ 1 _ j зз
Qi	г №	+	О
Яг	* (Я а+		1)	0 ,3 2 + 1

Содержание диоксана в исходной смеси:

Хр:	20		=0,25	кг диоксана
	100 — 20			кг воды
Содержание диоксана		в свежем		растворителе:
	100 —	20	: 0,022	кг Диоксана
	100 —	20		кг бензола
Количество воды GA в исходной смеси GF можно определить
по формуле:
Gа = OF -	100 —		150 (100 — 20)		120 кг.
	100			100
Количество бензола Сс, приходящееся на Gs =						100 кг свежего
растворителя, можно найти так:
GG — Gs			100 (100 — 2)			кг.
GG — Gs	100			100		кг.
	100			100
Тангенс угла наклона рабочих линий [формула (8.16)]
tg а = GA}GC =			120/98 « 1,225.
Ha рис. 8.16 через точку 1 с координатами X 'F						и y s проводим

с наклоном 1,225 : 1 прямую до пересечения с линией равновесия. Координаты точки пересечения характеризуют составы экстракта у\ и рафината х\ первой ступени. Через точку 2 с координатами х\ и y's вновь проводим прямую с наклоном 1,225 : 1 до пересече ния с равновесной кривой и т. д. Содержание рафината на послед ней ступени:

хЯ ~ хъ ~ 0,022 кг диоксаиа/кг воды

или	0 1СЛ/	,
0,022-100	0 1СЛ/	,
хп = х- ^ 1 -1. 0,022	д 2 »15%	(масс-) Диоксана.

Пример 8.7. В противоточном экстракторе непрерывного дей ствия обрабатываются чистым бензолом сточные фенольные воды с целью очистки воды и извлечения фенола. Определить необходи мое количество растворителя и число теоретических ступеней экс трагирования, если в 1 ч обрабатывается 10 м3 воды. Содержание фенола в воде: начальное 8 кг/м3, конечное 0,5 кг/м3, конечное со держание фенола в бензоле 25 кг/м3, температура жидкостей 25 °С.

Р е ш е н и е . Данные по равновесию берем из «Справочника химика» [13]:

Содержание фенола в воде съ г-экв/л	0,0272	0,1013	0,3660
Равновесное содержание фенола в бензоле г2, г-экв/л 0,062		0,279	2,978
Пересчитываем концентрации	в кг/м3: х' «	15,686^; у ' æ
« 15,686с2. При этом получаем:

Содержание фенола в воде	кг/м3	0,426	1,59	5,74
Равновесное содержание фенола в бензоле */', кг/м3		0,974	4,37	46,7

Необходимое количество бензола найдем из уравнения мате риального баланса:

^ F (*в *к) = VB (ук ÿg);

й ~ -0

Gs = 0,00083*879 = 0,73 кг/с.

Число теоретических ступеней находим графически: наносим на диаграмму равновесия, построенную по приведенным данным (рис. 8.17), рабочую линию, проходящую через точки с координа тами Хн, ук и Хк, Ук, и вписываем между рабочей линией и равно весной кривой ступени изменения концентрации. В данном случае требуется семь ступеней.

Пример 8.8. По равновесным составам сосуществующих фаз [в % (масс.)], приведенным в табл. 8.4, построить фазовые диа граммы равновесия для сиетемы вода (А) — уксусная кислота

(В) — диэтиловый эфир (С) при 25 °С в координатах: а) X , Y—г, Z; б) X —Y.

Р е ш е н и е .	Проведем пересчет			концентраций [формулы
(8.4)1:
	* в		кг уксусной	кислоты
ХА +		ХВ	кг (вода -f- уксусная кислота)		1
ХА +		ХВ
	Чв		кг уксусной	кислоты
Уа	+ У в		кг (вода 4- уксусная кислота)		'
Уа	+ У в
	хс		кг диэтилового эфира
ХА +		ХВ	кг (вода 4- уксусная кислота)		1
ХА +		ХВ
	Ус		кг диэтилового эфира

+кг (вода 4* уксусная кислота)

уА УВ

Полученные данные сводим « табл. 8.5.

Т а б л и ц а 8.4

	Водный слой			Эфирный СЛОЙ
вода	уксусная	диэтиловый	вода	уксусная	Д И Э Т И Л ОВЫ Й
вода	кислота	эфир	вода	кислота	эфир
93,3	0	6,7	2,3	0	97,7
8 8 , 0	5,1	6,9	3,6	3.8	92,6
84,0	8 , 8	7,2	5,0	7,3	87,7
78,2	13,8	8 , 0	7,2	12,5	80,3
72,1	18,4	9,5	10,4	18,1	71,5
65,0	23,1	11,9	15,1	23,6	61,3
55,7	27,9	16,4	23,6	28,7	47,7

ВрдНйй ело#		Эфирный слой
К		Y	г
0	0,072	0	42,55
0.055	0,074	0,514	12,53
0,095	0,078	0,593	7,14
0.150	0,087	0,635	4,07
0.204	0,105	0,635	2,51
0.263	0,135	0,610	1.58
0.333	0,196	0,549	0.913

Построение диаграмм ведем обычным порядком (рис. 8.18). На диаграмму Х %У—z, Z хорд равновесия не наносим — для оты скания их при расчетах служит вспомогательная диаграмма X —Y Пример 8.9. Определить наибольшую достижимую концентра цию экстракта для системы вода—уксусная кислота—диэтиловый

эфир при 25 °С,	если	экстракция ведется в		противотоке: а) для
^ 15%-ной исходной смеси; б) для			5%-ной исходной смеси (по кис
лоте) *.	По	диаграмме	X —У (рис.	8.18) находим, что
Р е ш е н и е .

с исходной смесью X = 0,15 находится в равновесии экстракт с содержанием уксусной кислоты У = 0,635; с исходной смесью X = 0,05 равновесен экстракт с У = 0,46. Таким образом, в пер вом случае максимальная концентрация уксусной кислоты в экс тракте (после отгонки растворителя) составит 63,5% (масс.), во втором случае — 46% (масс.); в реальных условиях наибольшие достижимые концентрации будут несколько меньше.

Пример 8.10. Рассчитать необходимое число ступеней и коли чество растворителя для экстрагирования уксусной кислоты из водного раствора диэтиловым эфиром (/ = 25 °С), если концентра ция исходной смеси 5% (масс.), а концентрация экстракта после отгонки растворителя 60% (масс.). В 1 ч перерабатывается 1000 к г ' исходного раствора; эфир из рафината и экстракта отгоняется полностью; содержание кислоты в остатке не более 1% (масс.).

Р е ш е н и е . Так как заданной концентрации экстракта обыч ным противоточным экстрагированием достичь невозможно (см. пример 8.9), применяем процесс с возвратом части экстракта (рис. 8.19).

Определяем минимальный коэффициент возврата экстракта. Проводим хорду равновесия через точку F (рис. 8.18), характери-

* Экстракцию уксусной кислоты из воды целесообразно проводить при не слишком больших концентрациях, так как температура ее кипения 118,1 ЬС и для выделения ректификацией небольшого количества кислоты придется испа

рять значительное количество воды, равное (CF — Gy/) (R +		I), где Gw — масса
концентрированной кислоты; R — число флегмы,	«

13 Павлов К. Ф. н др.

385

Риг. 8.18 (к			примерам 8.8			8.8 и
8. 10).
зующую			исходную			смесь
(XF =		5/100 = 0,05;				zF =
=	0), до пересечения с вер
тикалью,			проведенной че
рез точку Е (Х£=60/100 =
=	0,6;	ZE = 0),			соответст
вующую			конечному			экс
тракту.
	Так как в нашем слу
чае растворитель удаляет
ся	полностью, имеем [фор
мула (8.20)1:
Dp	-	CjR,,
		Ъ ъ			Е ХЕ
		Г М ИН			1
		я, 1		ZR, О
	~	,9 “	6’7	-	1 835
	-~ ь,Г -о -				1*835-
	Принимаем				коэффи
циент		избытка			возврата
Э = 3:
	R E	= 1 ,8 3 5 .3 =			5,51.
	Определяем координату
полюса укрепляющей час
ти	установки			ZP> Е:
	5,51		Z p . E — 6 ,7 .
			6,7 — 0			’

		Z p ,	Е —	43,6.
	Через точки РЕ и F
проводим прямую до пере
сечения			с	вертикалью,
проведенной через точку R
(XR =		1/93,3» 0,01;				2Д =
=	6,7/93,3 =			0,072),		ха
рактеризующую					состав
конечного			рафината			(до
удаления растворителя). Полученная точка является					полюсом
исчерпывающей части установки.

Далее определяем число ступеней экстрагирования, последовательно проводя хорды равновесия и лучи и подсчитывая число

хорд. Порядок построения: ExRl9 R ^ E, E2R29 PRR^ES и t - Д- Д° получения заданной концентрации рафината.

Для построения хорд равновесия пользуемся вспомогательной диаграммой X —Y , позволяющей по заданному значению X опре делять равновесную концентрацию У (или наоборот). В данном случае требуется шесть ступеней экстрагирования. Питание по дается на вторую ступень. На рис. 8.18 показано, как определять число ступеней по диаграмме X —Y (следует учитывать, что рабо чие линии в этом случае не являются прямыми).

Величины потоков рассчитываем из уравнений материальных балансов.

Баланс компонентов А и В:

GF = G'R+ СЯ.

Баланс компонента В:

=Gh + XEGE.

	Решаем систему		уравнений:
			1000 — 0^		G*\E
			0,05-1000 = O.OlGJj + 0 ,6 %
=	Масса	экстракта: G E =G E = 6 8			кг. Масса рафината: GR =
	932 кг. Отсюда
		GR = G’R (1 + гд) = 932 (1 + 0,072) =				1000 кг.
	Масса эфира в рафинате:			1000 — 932 = 68 кг. Масса возвра
щаемого		экстракта:	Ся>0 =	GERE =68*5,51		= 375 кг. Масса
удаляемого в отделителе растворителя: Gs 0 =						(GE + Сд, 0) ZE, i =
=	(68 +	375) 6,7 =	2970 кг.

13*

Общий баланс установки:

GF + Gs — GE + Gs, о + Gni

1000 + Gs = 68 + 2970 -f 1000,

откуда необходимое количество растворителя: Gs = 3038 кг. Пример 8.11. В противоточном экстракторе непрерывного дей

ствия экстрагируется стирол из 38% раствора его в этилбензоле диэтиленгликолем. Производительность экстрактора по исходной смеси 100 кг/ч. Так как обычное противоточное экстрагирование требуемой чистоты разделения дать не может, применяется экстра гирование с возвратом части экстракта и рафината. Экстракт и рафинат содержат соответственно 95 и 3% (масс.) стирола после отгонки от растворителя. Определить необходимое количество растворителя, состав и количество экстракта, рафината и возвра тов, а также необходимое число теоретических ступеней экстра гирования, приняв, что возврат экстракта в 1,5 раза больше ми нимального.

							Т а б л и ц а 8.6
			Обозна			Состав (координаты)
			Обозна	Обозна
			чение	Обозна		X (У)		Расход,
	Продукт		фигура	чение			z(Z),	Расход,
	Продукт		фигура	чение			z(Z),	кг/ч
			тивной	потока		кг В	кг С	кг/ч
			тивной	потока		кг В	кг С
			точки			кг (À-hВ)	кг lA-hB)
						кг (À-hВ)	кг lA-hB)
Исходная смесь			F	Cf		0,38	0	100
Растворитель,		направ	S *	G s		—-	СО	1805,5
ляемый в смеситель						0,95	2,95
Сырой экстракт			E t	Е е	, 1	0,95	2,95	2418
Экстракт-продукт			Е	GE	, 0	0,95	0**	38
Экстракт-возврат				GR	, 0	0,95	0 **	575
Рафинат-продукт			R	. GR		0,03	0,007 s*	62,5
Рафниат-возврат			R n + i	GR , n + i		0,03	0,007 s*	190
Раствор	нз смесителя		E n + i	GE . n+i		0,03	8,65	1995,5
Добавляемый		раствори		AGs		—	оо	0,5 4*
тель
Растворитель		после от-	S'o	G st о			оо	1805
юнки экстракта
Полюс укрепляющей ча
сти:						0,95	3,3
минимальный			P E	—		0,95	3,3	—
рабочий			T"мин	—		0,95	43,5	—
рабочий			P E	—		0,95	43,5	—
Полюс	исчерпывающей
части.				—		0,03	—20	—
минимальный			P n	—		0,03	—20	—
рабочий			Е м к и	—		0,03	—26,2
рабочий			P R	—		0,03	—26,2
*	На диаграмме фигур ативная точка отсутствует,
** Очистка производите:я полностью в одной колонне.
3*	Очистка	нецелесообр азна.		с рафинатом-продуктом.
4*	Имеет место унос ргютворителя			с рафинатом-продуктом.

Р е ш е н и е . После составле

ния схемы	процесса * и построе
ния фазовых диаграмм, Х 9 F — г,
Z и X — Y	(равновесные данные

здесь не приводятся) определяем состав продуктов и ‘наносим на диаграмму (рис. 8.20) соответст вующие им точки. Данные по ме ре их нахождения сводим в табл. 8.6. Так как рафинат на лю бом участке рафинатной кривой содержит весьма малые количества растворителя, установка рафинат ной и второй экстрактной отгон ной колонны в данном случае не целесообразна.

Координаты полюсов укреп ляющей и исчерпывающей частей экстракционной колонны, соот ветствующие минимальным воз вратам, определяем, проводя через точку F прямую, совпадающую с коннодой, до пересечения с вер тикалями, проходящими через точ ки Е и R . Число ступеней экс трагирования будет при этом бес

конечно	большим.
Минимальный возврат:
OR,о	^р* gMHH	1
	33 — 2,95	10,35;
	2,95 —0	10,35;
	2,95 —0
O R , n + i ____ ^ Р ,д мин
	ZE , п+2 ZR
	0,007 + 20
	8,65 — 0,007	•

При полном возврате экстракта

и рафината	в экстрактор!
OR,о	сю; O R , n + i — оо;
Се	OR
^Р*^манс	°°» ^Р*Нмак0 <00#

* См. рис. 8.9, я. Аппарат для отгон ки растворителя, отмеченный на схеме звездочкой, в данную установку не входит.

т. e. лучи превращаются в параллельные вертикальные прямые. Этому соответствует минимальное число ступеней экстрагирова ния.

Находим координаты полюсов при р = 1,5:

	Zp%е — 2,95	10,35-1,5; ZPt£=- 43,53.
	2 ,9 5 -0	10,35-1,5; ZPt£=- 43,53.
	2 ,9 5 -0

Количество экстракта по правилу рычага:

	X * —	Х в	Î	OF
	\| Х е -	Х	в	\|
	G R			G E
г	GF ( X F — X r )	100(0,38 — 0,03)			= 38,0 кг/ч.
	Хе - Х —		0,95 — 0,03

Возврат экстракта:

Сд,0 = 10,35-2-38,0 = 575 кг/ч.

Количество рафината (с уносимым растворителем):

AGs + G R *= (GF “ 0 Е ) (i + zR) = (100 - 38,0) (1 + 0,007) = 62,5 кг/ч*

Возврат рафината:

бд, л+1 = GR Z P - E m m —	Z P - £
Z E , n + 2	Z R

= 62,5	33 + 26,2	190 кг/ч.
	8,65 — 0,007

Количество циркулирующего в течение 1 ч растворителя!

<Ъ,о = (GE + GB , Ü) î в № ,0 + 575) 2,95 « 1805 кг/ч

Количество добавляемого при этом растворителя (равное по терям с рафинатом-продуктом):

A6fi « GRzR = 62-0,007 « 0,5 кг/ч.

Производительность по сырому экстракту (перерабатываемому отгонной колонной):

G E %Î = бд, 0 +		G E	+ G s, о — 575 +		38 ц- 1805 = 2418 кг/ч.
Расход	раствора,	выходящего		из	смесителя:
	GE %п+1 = Gs +		бд, n+1 = 1805,5 + 190 = 1995,5 кг/ч.
Расход	растворителя, подаваемого в смесителы
	Gs =		GSt о 4-	« 1805,5 кг/ч.

Необходимое число ступеней экстрагирования ввиду слияния лучей и коннод удобнее определять по диаграмме X — Y Прово дим из рабочих полюсов ряд лучей до пересечения с погранич

ными кривыми (точки £ п, /?п,	Ет , Rm>...),	а	на	диаграмме
X — Y находим точки с координатами X R , Кд,		...	>	Х е, YR ,

<<< < Предыдущая 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 3839 / 5839 40 41 42 43 44 45 46 47 48 49 50 51 > Следующая >>>

Соседние файлы в папке книги