47

Задание 28

Исходные данные:

1) Состав исходной смеси (питания), % мас.:

н-бутан – 30,00;

изопентан – 30,00;

н-пентан – 10,00;

н-гексан – 10,00;

н-гептан − 20,00.

2) Заданное содержание компонентов в дистилляте, % мас.:

н-гептан − 0,40

3) Заданное содержание компонентов в кубовом остатке, % мас.:

н-бутан − 0,00;

изопентан − 0,00;

н-пентан − 0,30;

н-гексан − 1,50.

4) Расход исходной смеси 15000 кг/ч.

В данной работе необходимо:

1) Составить материальный баланс процесса.

2) Выбрать режим работы колонны, выбрать подходящие холодный и горячий хладагенты.

3) Рассчитать по уравнениям Андервуда и Фенске минимальное флегмовое число и число теоретических тарелок в колонне.

4) Оптимизировать флегмовое число по методу Джиллиленда и найти оптимальное число теоретических тарелок, соответствующее этому флегмовому числу.

5) Рассчитать средний коэффициент полезного действия тарелки и определить действительное число тарелок.

6) Составить тепловой баланс процесса и определить расход греющего пара в кипятильнике.

7) Выбрать тип тарелки, определить диаметр обечайки колонны и расстояние между тарелками.

8) Проверить гидравлическое сопротивление и откорректировать расстояние между тарелками и диаметр колонны.

9) Выполнить эскиз тарельчатой ректификационной колонны в масштабе.

1 Расчет материального баланса ректификационной колонны

Материальный баланс составляется с целью определения количества и состава дистиллята и кубового остатка при заданной четкости разделения.

Для дальнейшего расчета необходимо выбрать пару ключевых компонентов: легкий ключевой компонент – н-гексан, тяжелый ключевой компонент – н-гептан.

В данном случае расчет материального баланса сводится к решению системы уравнений:

где – количество исходной смеси (питания), кг/ч;

–количество кубового остатка, кг/ч;

–количество дистиллята, кг/ч;

–содержание i-ого компонента в питании, мас. дол.;

–содержание i-ого компонента в дистилляте, мас. дол.;

–содержание i-ого компонента в кубовом остатке, мас. дол.

При подстановке в систему уравнений известных величин она упрощается до вида:

В результате расчета получаем:

По рассчитанным значениям составов и количеств дистиллята и кубового остатка, а так же по известному составу питания составляем материальный баланс колонны, который представлен в таблице 1.

Таблица 1 – Материальный баланс процесса ректификации

Компонент	Молярная масса, кг/кмоль	Состав питания колонны
		массовый расход, кг/ч	мас. доля	мольный расход, кмоль/ч	мол. доля
н-бутан	58,124	4500,00	0,3000	77,4207	0,3713
изопентан	72,151	4500,00	0,3000	62,3692	0,2991
н-пентан	72,151	1500,00	0,1000	20,7897	0,0997
н-гексан	86,178	1500,00	0,1000	17,4058	0,0835
н-гептан	98,189	3000,00	0,2000	30,5533	0,1465
Итого		15000,00	1,0000	208,5388	1,0000

Продолжение таблицы 1

Компонент	Состав дистиллята колонны
	массовый расход, кг/ч	мас. доля	мольный расход, кмоль/ч	мол. доля
н-бутан	4500,00	0,3752	77,4224	0,4354
изопентан	4500,00	0,3752	62,3706	0,3507
н-пентан	1490,84	0,1243	20,6627	0,1162
н-гексан	1454,86	0,1213	16,8820	0,0949
н-гептан	47,98	0,0040	0,4886	0,0027
Итого	11993,87	1,0000	177,8263	1,0000

Окончание таблицы 1

Компонент	Состав кубового остатка колонны
	массовый расход, кг/ч	мас. доля	мольный расход, кмоль/ч	мол. доля
н-бутан	0,00	0,0000	0,0000	0,0000
изопентан	0,00	0,0000	0,0000	0,0000
н-пентан	9,16	0,0030	0,1250	0,0041
н-гексан	45,14	0,0150	0,5232	0,0170
н-гептан	2952,02	0,9820	30,0647	0,9789
Итого	3006,14	1,0000	30,7130	1,0000

Пересчет массовых долей компонентов смеси в мольные доли осуществляется по формуле:

(1)

где – содержаниеi-го компонента в паровой фазе, мол. дол.;

–содержание i-го компонента в паровой фазе, мас. дол.;

–молярная масса i-го компонента, кг/кмоль.

Расчет содержания остальных компонентов смеси в питании, дистилляте, кубовом остатке аналогичен, и результаты представлены в таблице 1.

2 Выбор технологических параметров процесса

2.1 Определение параметров конденсации

Выбираем в качестве хладагента промышленную оборотную воду с параметрами: начальная температура – 25 °С, конечная температура – 45 °С.

В таком случае температура конца конденсации составит:

(2)

где – температура конца конденсации, °С;

–конечная температура хладагента, °С.

Принимаем температуру конца конденсации равной 50 °С.

По выбранной температуре рассчитываем давление конденсации с помощью уравнения изотермы жидкой фазы:

(3)

где – содержаниеi-ого компонента в дистилляте, мол. дол.;

–давление насыщенного пара i-ого компонента, МПа.

Давление насыщенных паров компонентов в зависимости от температуры рассчитывается по уравнению Антуана [1]:

(4)

где – давление насыщенных паровi-ого компонента, мм рт. ст.;

А, В, С – коэффициенты, индивидуальные для каждого вещества и работающие в определенном диапазоне температур;

t – температура процесса, °С.

Давление насыщенного пара изобутана по уравнению Антуана при температуре конца конденсации составит:

мм рт. ст. = 0,4961 МПа.

Давления насыщенных паров остальных компонентов смеси рассчитываются аналогично и представлены в таблице 2.

Таблица 2 – Результаты расчета давления насыщенных паров компонентов смеси при температуре конца конденсации

Компонент	Параметры уравнения Антуана			Давление насыщенных паров , МПа
	А, мм	В	С
н-бутан	6,9932	1030,3400	251,0410	0,4961
изопентан	6,7896	1020,0120	233,0970	0,2049
н-пентан	6,8737	1075,8160	233,3590	0,1592
н-гексан	6,8777	1171,5300	224,3660	0,0540
н-гептан	6,9002	1266,8710	216,7570	0,0189

Тогда давление конденсации составит:

МПа

Далее рассчитываем температуру начала конденсации по уравнению изотермы паровой фазы:

, (5)

где – содержание i-ого компонента в паре в верху колонны, мол. дол.;

k_i – константа фазового равновесия i-ого компонента, которая рассчитывается по формуле:

, (6)

где – давление насыщенных паровi-ого компонента смеси, МПа;

–давление конденсации, МПа.

Константа фазового равновесия рассчитывается по формуле (6), при этом давления насыщенных паров, необходимые для ее расчета, определяются по уравнению Антуана (4) при температуре начала конденсации, которой предварительно необходимо задаться. Результаты расчета представлены в таблице 3.

Таблица 3 – Результаты расчета давления насыщенных паров и константы фазового равновесия при температуре начала конденсации

Компонент	Параметры уравнения Антуана			Давление насыщенных паров , МПа	Константа фазового равновесия	уiД/ki
	А, мм	В	С
н-бутан	6,9932	1030,3400	251,0410	0,4961	2,5906	0,1681
изопентан	6,7896	1020,0120	233,0970	0,2049	1,0698	0,3278
н-пентан	6,8737	1075,8160	233,3590	0,1592	0,8313	0,1398
н-гексан	6,8777	1171,5300	224,3660	0,0540	0,2822	0,3365
н-гептан	6,9002	1266,8710	216,7570	0,0189	0,0986	0,0279
Сумма	–	–	–	–	-	1,0000