Ректификационная установка для разделения смеси бензол-толуол

где a_f, a_p, a_w – молярные составы (мольные доли) легколетучего компонента (ЛЛК) соответственно в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке.

расход кубового остатка:

 кг/ч

расход дистиллята:

 

=9000-5582.9=3417.1 кг/ч

 

3.2 Определение молярных концентраций исходной смеси, дистиллята и кубового остатка.

 

  мол.д.

  мол.д

  мол.д

 

где: X - содержание ЛЛК в бинарной смеси в мольных долях;

a - содержание ЛЛК в бинарной смеси компонентов А и В в массовых долях;

М_а и М_в – молекулярные веса компонентов А и В соответственно.

Для бензола М_а=78 г/моль, для толуола М_в=92 г/моль.

Тогда:

 

 

3.3 Построение равновесной кривой и изобары температур кипения и конденсации (приложение. 1)

 

Данные по равновесию приведены в таблице:

Таблица 1.

T0  C	80	84	88	92	96	100	104	108	110
Хмол, %	1	0,823	0,659	0,508	0,376	0,256	0,155	0,058	0
Умол, %	1	0,922	0,830	0,720	0,596	0,453	0,304	0,128	0

 

В координатах X-Y строится кривая равновесия для смеси бензол-толуол при атмосферном давлении и кривые температуры кипения и конденсации (см приложение 1)

 

3.4 Определение минимального флегмового числа (приложение.1)

 

На диаграмме проводим прямую линию из т. X_p через X_f до пересечения с осью ординат. Полученный отрезок B_max = 0.398

Тогда:

 

 

3.5 Определение  оптимального флегмового числа  (приложение 1)

 

Для ряда значений флегмового числа, больших, чем R_min=1,38, находим значения отрезков В (табл.2).

Таблица 2.

R	1.5	2.0	2.5	3.0
B	0,380	0,316	0.27	0,237

 

Отрезки В откладываем  на диаграмме Y-X. Соединяем верхние точки отрезков В на диаграмме с точкой 2 и получаем ряд рабочих линий верхней части колонны. Соединяя точки 3 пересечения рабочих линий верхней части колонны с линией X_f с точкой 1, получим ряд рабочих линий нижней части колонны. Для каждого выбранного флегмового числа и значений X в пределах заданных концентраций жидкости от X_w=0.006 до X_p=0.949 по диаграмме находим движущие силы процесса 1/(Х-Х*), как величины отрезков по горизонтали между кривой равновесия и соответствующими линиями рабочих концентраций и вычисляем величины. Результаты приведены в таблице 3:

 

Таблица 3.

X	R = 1.5	R = 2.0	R = 2.5	R = 3
0.006	100	100	100	100
0.1	33,3	28,6	25	25
0.2	20	16,7	14.3	14,3
0.3	20	14,3	11.1	11,1
0.399	50	28,6	12.5	10
0.5	16,7	12	10	8,3
0.6	10,5	9,1	7.7	6,7
0.7	10	7,7	6.7	5,6
0.8	9,1	7,7	6.7	5,3
0.9	7,7	7,7	8.3	7,1
0.949	11,1	11,1	11.1	11,1

 

Для каждого значения R методом графического интегрирования находим число единиц переноса (приложение 2, рис. 1-4 и таблица 4).

Таблица 4.

R	1.5	2.0	2.5	3
R + 1	2.5	3.0	3.5	4.0
mx	22,3	15,4	16.5	15,2
mx(R+1)	55,75	46,2	57.75	60,8

 

 

 

 

 

Наносим на диаграмму  зависимости m_x(R+1) от R (приложение 2, рис.4) эти данные и находим минимум m, которому соответствует оптимальное рабочее флегмовое число R_opt=2.0.

 

3.6 Определение потоков пара по колонне

 

Объёмный поток пара по колонне:

где: Р – давление в колонне, P = 1 атм;

R_opt – оптимальное флегмовое число, Rоnm = 2,277;

t_ср – средняя температура пара по колонне, t_ср = 95.35 С;

G_p=3417.1/78=43.8 (кмоль)/ч – мольный расход дистиллята

М_ср=X_p M_бенз+ (1-X_p)M_тол=85, тогда:

V_п =1,09 м³/с

 

Молярный расход жидкости: в верхней  части колонны:

L = G_p*R_опт = 43,8*2,277=99,73 (кмоль)/ч

в нижней части колонны:

L + G_f  = 99,73+9000/92 = 197,56 (кмоль)/ч

 

При средней молекулярной массе  питания  М_ср=85

 

3.7 и 3.8 Определение ориентировочного диаметра колонны и основных конструктивных характеристик контактного устройства

 

Поскольку в дальнейшем расчете предельной скорости пара  в колонне используется формула

W_пр = 0.05

,    (*)

 

в которую не входят конструктивные характеристики контактного устройства, то ориентировочный диаметр колонны  и основные конструктивные размеры  не определяют.

 

3.9 Расчет рабочей скорости пара

 

По уравнению (*) для средней плотности жидкости в колонне

ρ_х =

882,75 кг/м³

и средней плотности паровой  фазы в колонне, рассчитанной как

 

 

 

где М_ср – средняя молекулярная масса в колонне, равная 85 ;

t = 95.35 ^○ С – средняя температура пара в колонне, получены значения

ρ_у = 3,12 кг/м³   и   W_пр = 0,83 м/с.

Рабочую скорость пара в  свободном сечении колонны принимаем  на 15 % ниже предельной

W = W_пр * 0.85 = 0,708 м/с

 

 

 

9.   Определение диаметра колонны

 

 м

Принимаем D_к = 1.2м

 

 

 

3.11  Выбор решетки

 

Контактное устройство – ситчатая тарелка  (по заданию). Согласно рекомендациям выбираем диаметр  отверстий d₀ =2 мм. Отверстия  будем располагать по вершинам равностороннего треугольника с шагом 3.5d₀= 7 мм.

Свободное сечение отверстий  ситчатой тарелки  принимаем равным 10% от свободного сечения аппарата.

 

3.12 Гидравлический расчет контактного устройства

 

Общее гидравлическое сопротивление  тарелки определяем  по уравнению 

где: DP_сух – сопротивление сухой тарелки, Па;

DР_s - сопротивление, вызванное силами поверхностного натяжения, Па;

DР_ст – статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па;

где: x - коэффициент сопротивления, для ситчатой тарелки принимается 1.82

rу – средняя плотность пара в колонне, r_у = 3,12 кг/м³

W_раб – скорость пара в колонне, W_раб =0,708 м/с

∆Р_сух = 142,3 Па

 

∆Р_σ=

где: s - поверхностное натяжение, σ = 42.1 10^-3 Н/м,

d₀ = 0.002 м

тогда:

∆Р_σ = 84,2 Па

 

∆Р_ст = 1.3(К

h_пер + ∆h )ρ_хg,

Где К= 0.5,  h_пер= 0.04м,  ρ_х= 882.75 кг/м³  , ∆h = 0, т.к. не учитываем величину превышения уровня жидкости над сливом, тогда:

∆Р_ст = 225,2 Па

 

Общее гидравлическое сопротивление тарелки:

∆Р = 142,3+ 84,2 +225,2= 449.5 Па

 

 

3.13 Определение минимального  расстояния между тарелками

 

Н_min ≥ 2(

)

Н_min = 2

м=104 мм < 300 мм

Для D = 1200 мм      Н = 300- 800 мм

Принимаем расстояние между тарелками Н = 300 и Н₁ = 600 в местах расположения люков и штуцеров между тарелками.

 

 

3.14 Определение кинематических коэффициентов

 

Коэффициент массоотдачи в паровой  фазе  рассчитывается  по уравнению

,

G = G_p( R+1) = 43,8(2,277 + 1) =143,5 кмоль/ч

Рабочая площадь тарелки ( принимаем, что площадь поперечного  сечения колонны, занимаемая сливным  и приемным карманами, составляет 15%):

,

F = w

=0,708 1.25 м²

Значение коэффициента массоотдачи в паровой фазе (кмоль)/м²ч:

,

G= 192,1 кмоль/ч – мольный расход пара, (кмоль)/ч,

=882,75, =3,12- плотности жидкости и пара, кг/м³;

w= 0,708 м/с – скорость пара в свободном сечении колонны, м/с ;

 305,1 (кмоль)/м²ч.

 

Значение коэффициента массоотдачи  в жидкой фазе

,

- известное из опытов значение  коэффициента массоотдачи, (кмоль)/м²ч;

- коэффициент диффузии в жидкой  фазе для рассчитываемой разделяемой  смеси, м²/с.

Для скорости пара в свободном сечении  колонны w = 0,708 м/с , = 2596 (кмоль)/м²ч

при  значении    , для системы бензол- толуол, равном  4.57 10^-9 м²/с.

Коэффициент диффузии в жидкой фазе для системы бензол- толуол определяют по формуле при 20⁰С

,

= 0.82 мПа с, для среднего состава смеси и средней температуры жидкости (95,35⁰С) в колонне; _А = 39, = 42 – мольные объемы бензола и толуола соответственно,

М_А =78.11, М_В =92,14 – молекулярные массы бензола и толуола соответственно.

 м²/с,

м²/с.

Коэффициент массоотдачи  в жидкой фазе для системы бензол- толуол

  (кмоль)/м²ч.

Общий коэффициент массопередачи  К_у рассчитывается как

,

где m-тангенс угла наклона касательной к линии равновесия:

Так как величина m является переменной по высоте колонны, находим ее значения для различных концентраций, используя диаграмму Y–X (приложение 2).1

 

Предварительно на диаграмму наложим кривую равновесия и линии рабочих концентраций 1–3–2 при оптимальном значении флегмового числа R_opt=2.277