Расчет процесса ректификации, показателей работы и размеров ректификационной колонны. Построение изобарных температурных кривых. Оценка однократного испарения бинарной смеси. Материальный и тепловой баланс колонны. Расчет жидкостных и паровых нагрузок.
Аннотация к работе
Министерство образования и науки Российской Федерации Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования Программа профессиональной переподготовки: "Химическая технология природных энергоносителей и углеродных материалов"Хотя в промышленной практике сравнительно редко встречаются случаи разделения двухкомпонентных систем, теория ректификации бинарных смесей имеет большое познавательное значение, ибо позволяет со всей отчетливостью выявить приемы и методы исследования процесса, происходящего в ректификационном аппарате, и представить результаты такого изучения на весьма наглядных расчетных диаграммах. Используя графические приемы, удается наиболее просто представить принципы расчета различных режимов работы колонны, носящие общий характер и равно приложимые и к более трудным случаям, когда разделению подвергается уже не бинарная, а значительно более сложная многокомпонентная система. Взаимодействие фаз при ректификации представляет собой диффузию низкокипящего компонента из жидкости в пар и высококипящего компонента из пара в жидкость, обусловленную разностью концентраций компонентов в массообменивающихся потоках паров и жидкости. Способ контактирования фаз внутри колонны: ступенчатый (на тарелках) или непрерывный (вдоль слоя насадки), оказывает существенное влияние на глубину достигаемого разделения и на методы анализа и расчета процесса в целом. Именно этой непрерывностью изменения составов и отличается насадочная колонна, осуществляющая истинный противоток паров и жидкости, от тарельчатой колонны, в которой составы фаз меняются скачком от одной ее тарелки к другой.Расчет основных показателей работы и размеров ректификационной колонны производим по следующим исходным данным: ? давление в зоне питания колонны: ? =1,4 ата; ? мольная доля низкокипящего компонента в сырье: x"F =0,51; ? мольная доля низкокипящего компонента в дистилляте: y"D=0,97;Для построения кривых изобар нам необходимо знать зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Рі, поэтому воспользуемся эмпирическим уравнением Антуана: lg Pi = Ai - Bi / (Ci t), (1) где Аі, Ві, Сі - эмпирические величины, постоянные для каждого компонента. Для определения температур кипения пентана (низкокипящего компонента) ТКП и октана (высококипящего компонента) ТКО, 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 Рі в уравнение подставим давление в середине колонны ?, т.е. t = Bi / (Ai - lg ?) - Ci, (2) Давления насыщенных паров компонентов Рп и Ро найдем по уравнению (1): При температуре t1 = 46,31°C По полученным данным строим зависимость давления насыщенных паров от температуры, х’-y’-диаграмму и изобару (рис.1, рис.2, рис.3).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; Процесс однократного испарения проанализируем при помощи кривой равновесия фаз, изобарных температурных кривых и энтальпийной диаграммы. По кривой равновесия фаз и изобарным температурным кривым мы рассчитали составы равновесных фаз сырья x*F=0,215 и y*F =0,765, а также температуру сырья на входе в колонну TF =93.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 = Мп · x"F Mo · (1 - x"F) = 72 · 0,51 114·(1-0,51) = 92,6 кг/кмоль; 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: D" / F" = (x"F - x"W) / (y"D - x"W), (11) Аналогично рассчитаем массовые расходы W", W, W"Б, W"Т, WБ, WT по уравнению (12): W" = 205,227· (0,97-0,51) / (0,97-0,027) = 100,11 кмоль/ч;Без учета теплопотерь в окружающую среду все подведенное в колонну тепло: с сырьем (F·HF) и в низ колонны через кипятильник (QB) отводится из колонны парами дистиллята (D·HD), жидким остатком (W·HW) и через конденсатор на верху колонны (QD). Зная минимальный удельный теплоподвод (QD/D)min, можем определить величину (QD/D): (QD/D) = n"·(QD/D)min, (18) Согласно правилу рычага F, W и D лежат на одной прямой, то по энтальпийной диаграмме можем определить
План
Содержание
Введение
1. Исходные данные для расчета
2. Построение изобарных температурных кривых
3. Расчет однократного испарения бинарной смеси
4. Материальный баланс ректификационной колонны
5. Тепловой баланс ректификационной колонны
6. Расчет режима полного орошения
7. Расчет числа теоретических тарелок по кривой равновесия
8. Расчет числа теоретических тарелок по тепловой диаграмме
9. Построение профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны
10. Расчет жидкостных и паровых нагрузок по высоте колонны
11. Расчет фактического числа тарелок
12. Расчет высоты колонны
13. Расчет диаметра колонны
14. Расчет поверхности конденсатора - холодильника