Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол - толуол

Введение

изобарный бинарный ректификационный орошение

Ректификация бинарных систем является процессом разделения растворов на один или два практически чистых компонента путем осуществляемого в ректификационной колонне многократного двустороннего массообмена между движущимися противотоком парами и жидкостью.

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. Основным условием эффективного обмена веществом между фазами является их как можно более интенсивный контакт.

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.

В насадочной колонне происходит типичный противоточный дифференциальный процесс - потоки флегмы и паров находятся в постоянном взаимодействии на поверхности насадки, перенос вещества между фазами идет непрерывно. Механизм работы насадочной колонны не состоит из отдельных самостоятельных ступеней, а представляет собой непрерывное изменение концентраций жидких и паровых потоков вдоль всей поверхности контакта фаз. 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.

Если две неравновесные фазы, паровую и жидкую, привести во взаимный контакт и создать возможно более благоприятные условия для массопередачи, а затем после обмена веществом и энергией отделить эти фазы одну от другой каким-нибудь механическим способом, то всю такую операцию в целом принято называть одной ступенью контакта. Механизм работы тарельчатой колонны, взятый в чистом виде, состоит в том, что ее тарелки действуют как ряд вполне самостоятельных ступеней контакта для встречающихся и перемешивающихся паровых и жидких потоков. Существенно, что на тарелках колонны истинный противоток паров и флегмы полностью нарушается (чего не происходит в насадочной колонне), и контактирующие фазы обмениваются веществом и энергией вследствие стремления взаимодействующих сред к состоянию равновесия.

Чтобы установить эталон для оценки работы тарелок колонны, вводится понятие об идеальной контактной ступени или теоретической тарелке, характеризующейся тем, что в ходе массообмена взаимодействующие потоки достигают равновесного состояния.

Степень приближения контактирующих фаз к равновесию, реализуемая в практической ступени, условно определяется как ее эффективность или коэффициент полезного действия.

На тарелках ректификационной колонны, могущих иметь самую различную конструкцию, осуществляется интенсивное взаимодействие между восходящим паровым и нисходящим жидким потоками. В предельном случае работы тарелки энергообмен между соприкасающимися парами и жидкостью приводит к выравниванию их температур, в результате обмена веществом устанавливаются равновесные значения составов фаз, и процесс их взаимодействия прекращается, так как парожидкая система приходит в равновесное состояние. Пары и жидкость отделяются друг от друга, и процесс продолжается вследствие нового контактирования этих фаз уже на следующей ступени с другими жидкими и паровыми потоками.

В термодинамической теории массообменных процессов разделения при переходе от составов фаз в одном межтарелочном отделении к составам фаз в соседнем за количественную основу принимается гипотеза теоретической тарелки (ступени). Особенность этой теории состоит в том, что она не занимается вопросом о механизме процесса и не исследует диффузионной природы и кинетической картины явления массопередачи на контактной ступени. Теория массообменных процессов разделения, основанная на концепции теоретической тарелки (ступени), изучает предельные условия проведения процесса и устанавливает эталоны, сравнением с которыми можно получить правильное суждение о работе практического аппарата и о степени его отклонения от наиболее совершенного в данных условиях образца.

Гипотеза теоретической тарелки не воспроизводит в точности действительной картины явления, протекающего в контактной ступени, ибо основана на статическом представлении процесса. Тем не менее эта концепция позволяет осуществить анализ и расчет процесса разделения исходной смеси в ректификационной колонне и получить достаточно близкую к действительности картину реального процесса, несмотря на наше неумение вполне компетентно и всесторонне исследовать сложные явления массопередачи, происходящие на практической ступени контакта. Другим обоснованием целесообразности разработки термодинамической теории ректификации является установившийся, по-видимому, окончательно взгляд, согласно которому ис следование и определение эффективности практических ступеней разделения оказывается, как правило, задачей менее трудной, чем непосредственное изучение диффузионной картины процесса ректификации в реальной колонне. Таким образом, термодинамическая теория ректификации является пока первой ступенью общей теории ректификации

В процессе ректификации обогатительный эффект отдельно взятых контактных ступеней, недостаточный для получения желательной чистоты продуктов, увеличивается благодаря объединению группы ступеней, представляющие единый каскад - ректификационную колонну, в которой и обеспечиваются условия для достижения требуемой глубины разделения.

Цель расчета ректификационной колонны состоит в том, чтобы па основе анализа ее рабочего режима и процессов, происходящих на контактных ступенях, установить для каждой из них степень обогащения фаз и тем самым получить возможность судить о необходимом для назначенного разделения числе тарелок и о составах, количествах, температурах и давлениях потоков паров и флегмы по. всей высоте колонны при установившемся режиме ее работы.

1. Построение изобарных температурных кривых

Для построения кривых изобар нам необходимо знать зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Р_i, поэтому воспользуемся эмпирическим уравнением Антуана:

lg P_i = A_i - B_i / (C_i+ t), (1)

где А_i, В_i, С_i - эмпирические величины, постоянные для каждого компонента.

Компонент	Ai	Bi	Ci
бензол	4,03129	1214,65	221,205
толуол	4,07427	1345,09	219,516

Для определения температур кипения бензола (низкокипящего компонента) t_КБ и толуола (высококипящего компонента) t_КТ, 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 Р_i в уравнение подставим давление в середине колонны р, т.е.

t = B_i / (A_i - lg р) - C_i, (2)

t_КБ = B_Б / (A_Б - lg р) - C_Б = 1214 / (4,031 - lg 1,47) - 221,205= 93,15°С;

t_КТ = B_Т / (A_Т - lg р) - C_Т = 1345 / (4,074 - lg 1,47) - 219,516= 124,765°С.

Далее в пределах рассчитанных температур кипения компонентов зададимся 8 температурами:

Дt =(t_КТ - t_КБ) / 7= (124,765 - 93,15) / 7=4,516°С;

t₁ =93,15

t₂ = 97,67°С

t₃ = 102,18°С

t₄ = 106,69°С

t₅ = 111,22°С

t₆ = 115,73°С

t₇ = 120,25°С

t₈=124,765°С

Давления насыщенных паров компонентов Р_Б и Р_Т найдем по уравнению (1):

При температуре t₁ = 93,15°C

P_Б1 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 93,15))} = 1,470 ата;

P_Т1 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 93,15))} = 0,592 ата.

При температуре t₂ = 97,67°C

P_Б2 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 97,67))} = 1,668 ата;

P_Т2 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 97,67))} = 0,682 ата.

При температуре t₃ = 102,18°C

P_Б3 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 102,18))} = 1,885 ата;

P_Т3 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 102,18))} = 0,782 ата.

При температуре t₄ = 106,69°C

P_Б4 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 106,69))} = 2,123 ата;

P_Т4 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 106,69))} = 0,893 ата.

При температуре t₅ = 111,22°C

P_Б5 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 111,22))} = 2,384 ата;

P_Т5 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 111,22))} = 1,017 ата.

При температуре t₆ = 115,73°C

P_Б6 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 115,73))} = 2,668 ата;

P_Т6 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 115,73))} = 1,153 ата.

При температуре t₇ = 120,25°C

P_Б7 =10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 120,25))} = 2,979 ата;

P_Т7 =10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 120,25))} = 1,304 ата.

При температуре t₈ = 124,765°C

P_Б8 =10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 124,765))} = 3,315 ата;

P_Т8 =10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 124,765))} = 1,469 ата.

Определим мольные доли бензола в кипящей жидкой фазе

x' = (р - Р_Т)/(Р_Б - Р_Т), (3)

в равновесной паровой фазе

y' = К_Б · x' = Р_Б / р · x', (4)

где К_Б - константа фазового равновесия бензола.

При температуре t₁ = 93,15°С

x'₁ = (1,47 - 0,592)/(1,47 - 0,592) = 1;

y'₁ = 1,47/1,47*1=1.

При температуре t₂ = 97,67°С

x'₂ = (1,47 - 0,682)/(1,668 - 0,682) = 0,809;

y'₂ = 1,668/1,47*0,809 = 0,912.

При температуре t₃ = 102,18°С

x'₃ = (1,47 - 0,782)/(1,885 - 0,782) = 0,633

y'₃ = 1,885/1,47*0,633 = 0,806.

При температуре t₄ = 106,69°С

x'₂ = (1,47 - 0,893)/(2,123 - 0,893) = 0,477;

y'₂ = 2,123/1,47*0,477 = 0,685.

При температуре t₅ = 111,22°С

x'₂ = (1,47 - 1,017)/(2,384 - 1,017) = 0,339;

y'₂ = 2,384/1,47*0,339 = 0,0,546.

При температуре t₆ = 115,73°С

x'₂ = (1,47 - 1,153)/(2,669 - 1,153) = 0,215;

y'₂ = 2,669/1,47*0,215 = 0,388.

При температуре t₇ = 120,25°С

x'₂ = (1,47 - 1,304)/(2,978 - 1,304) = 0,105;

y'₂ = 2,978/1,47*0,105 = 0,211.

При температуре t₈ = 124,765°С

x'₂ = (1,47 - 1,469)/(3,315 - 1,469) = 0,0;

y'₂ = 3,315/1,47*0,105 = 0,0.

Для построения кривой равновесия фаз и изобарных температурных кривых составим таблицу полученных данных:

Температура, °С	бензол	толуол
	PБ, ата	x'	y'	PТ, ата	1-x'	1-y'
t1 = tКБ = 93,15	1,47	1	1	0,591	0	0
t2 = 97,67	1,668	0,809	0,912	0,682	0,191	0,087
t3 = 102,18	1,885	0,633	0,806	0,782	0,366	0,193
t4 = 106,69	2,122	0,477	0,685	0,893	0,522	0,315
t5 = 111,22	2,384	0,338	0,545	1,017	0,661	0,454
t6 = 115,73	2,668	0,215	0,389	1,153	0,785	0,611
t7 = 120,25	2,978	0,105	0,211	1,304	0,895	0,789
t8 = tКТ = 124,765	3,315	0	0	1,47	1	1

Величины энтальпии для различных веществ в жидком и газообразном состоянии мы можем рассчитать по эмпирическим зависимостям от температуры t и относительной плотности с²⁰₄ вещества:

h_i = [(0,403 + 0,000405·t) · t · (с²⁰₄) ^-1/2] · M, ккал / кмоль (5)

H_i = [(50,2 + 0,109·t + 0,00014·t²) · (4 - с²⁰₄) - 73,8] · M, ккал / кмоль(6)

где h_i и H_i - энтальпии вещества в жидком состоянии и газообразном состоянии,

M - молярная масса вещества, кг/кмоль.



Компонент	M, кг/кмоль	с204
бензол	78,11	0,8790
толуол	92,14	0,8669

Найдем энтальпии бензола h_Б, H_Б и толуола h_Т, H_Т при различных температурах по уравнениям (5) и (6):

При температуре t₁ =93,15°C

h_Б1 = [(0,403 + 0,000405·93,15) · 93,15 · (0,879) ^-1/2] · 78,11 = 3415,48 ккал / кмоль;

H_Б1 = [(50,2 + 0,109·93,15 + 0,00014·93,15²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9231,62 ккал / кмоль;

h_Т1 = [(0,403 + 0,000405·93,15) · 93,15 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 4056,53 ккал / кмоль;

H_Т1 = [(50,2 + 0,109·93,15 + 0,00014·93,15²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 10957,11 ккал / кмоль.

При температуре t₂ =97,67°C

h_Б2 = [(0,403 + 0,000405·97,67) · 97,67 · (0,879) ^-1/2] · 78,11 = 3596,08 ккал / кмоль;

H_Б2 = [(50,2 + 0,109·97,67 + 0,00014·97,67²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11= 9380,95 ккал / кмоль;

h_Т2 = [(0,403 + 0,000405·97,67) · 97,67 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 4271,035 ккал / кмоль;

H_Т2 = [(50,2 + 0,109·97,67 + 0,00014·97,67²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11133,93 ккал / кмоль.

При температуре t₃ = 102,18°C

h_Б3 = [(0,403 + 0,000405·102,18) · 102,18 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 3777,665 ккал / кмоль;

H_Б3 = [(50,2 + 0,109·102,18 + 0,00014·102,18²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 95,31,34 ккал / кмоль

h_Т3 = [(0,403 + 0,000405·102,18) · 102,18 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 4486,6958 ккал / кмоль;

H_Т3 = [(50,2 + 0,109·102,18 + 0,00014·102,18²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11312 ккал / кмоль.

При температуре t₄ =106,69°C

h_Б4 = [(0,403 + 0,000405·106,69) · 106,69 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 3960,615 ккал / кмоль;

H_Б4 = [(50,2 + 0,109·106,69 + 0,00014·106,69²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9683,119 ккал / кмоль;

h_Т4 = [(0,403 + 0,000405·106,69) · 106,69 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 4703,984 ккал / кмоль;

H_Т4 = [(50,2 + 0,109·106,69 + 0,00014·106,69²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11491,72 ккал / кмоль.

При температуре t₅ =111,22°C

h_Б5 = [(0,403 + 0,000405·111,22) · 111,22 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 4145,757 ккал / кмоль;

H_Б5 = [(50,2 + 0,109·111,22 + 0,00014·111,22²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9836,964 ккал / кмоль;

h_Т5 = [(0,403 + 0,000405·111,22) · 111,22 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 4923,87 ккал / кмоль;

H_Т5 = [(50,2 + 0,109·111,22 + 0,00014·111,22²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11673,88 ккал / кмоль.

При температуре t₆ =115,73°C

h_Б6 = [(0,403 + 0,000405·115,73) · 115,73 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 4331,455 ккал / кмоль;

H_Б6 = [(50,2 + 0,109·115,73 + 0,00014·115,73²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = = 9991,519 ккал / кмоль;

h_Т6 = [(0,403 + 0,000405·115,73) · 115,73 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 5144,426 ккал / кмоль;

H_Т6 = [(50,2 + 0,109·115,73 + 0,00014·115,73²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11856,88 ккал / кмоль.

При температуре t₇ =120,25°C

h_Б7 = [(0,403 + 0,000405·120,25) · 120,25 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 4518,94 ккал / кмоль;

H_Б7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,25²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 10147,81 ккал / кмоль;

h_Т7 = [(0,403 + 0,000405·120,25) · 1220,25 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 5367,1 ккал / кмоль;

H_Т7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,25²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 12047,94 ккал / кмоль.

При температуре t₈ =124,765°C

h_Б7 = [(0,403 + 0,000405·124,765) · 124,765 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 4707,592 ккал / кмоль;

H_Б7 = [(50,2 + 0,109·124,765 + 0,00014·124,765²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 10305,31 ккал / кмоль;

h_Т7 = [(0,403 + 0,000405·124,765) · 124,765 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 5591,16 ккал / кмоль;

H_Т7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,25²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 12228,43 ккал / кмоль.

Пренебрегая теплотой растворения, рассчитаем энтальпии жидкой и паровой фаз, имеющих равновесные составы (точнее, содержания бензола) x' и y' при заданной температуре t, по следующим уравнениям аддитивности:

для жидкой фазы

h = h_Б · x' + h_Т · (1 - x'), (7)

для насыщенных паров

H = H_Б · y' + H_Т · (1 - y'), (8)

Имея все необходимые данные, проведем расчет с помощью электронных таблиц Excel.

t	X '	Y'	hБ	hТ	HБ	HТ	h	H
93,15	1,011276	1,00451	3415,478	4056,529	9231,62	10957,11	3408,2494	9223,838
97,67	0,809644	0,912325	3596,085	4271,035	9380,952	11133,93	3724,5658	9534,646
102,18	0,633105	0,806222	3777,665	4486,695	9531,342	11312	4037,8045	9876,395
106,69	0,477342	0,684653	3960,615	4703,984	9683,119	11491,72	4349,1426	10253,45
111,22	0,338605	0,545526	4145,757	4923,875	9836,964	11673,88	4660,3996	10671,79
115,73	0,215484	0,388548	4331,455	5144,426	9991,519	11856,88	4969,2441	11132,1
120,25	0,104905	0,211129	4518,94	5367,1	10147,81	12041,94	5278,1236	11642,03
124,765	0,005423	0,012146	4707,592	5591,16	10305,31	12228,43	5586,3685	12205,08

Построим энтальпийную диаграмму, используя составленную таблицу рассчитанных данных.

2. Расчет однократного испарения

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рисунок 6 - Схема процесса однократного испарения (ОИ)

Материальный баланс процесса ОИ представим следующим образом

для всей системы

F = G_F + g_F, (13)

для низкокипящего компонента

F · x'_F = G_F · y^*_F + g_F · x^*_F, (14)

где G_F и g_F - 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. Уравнение (15) представляет собой уравнение прямой:

если y^*_F = 0, то x^*_F = x'_F / (1 - e') = 0,47 / (1 - 0,5) = 0,94;

если x^*_F = x'_F, то y^*_F = x'_F = 0,47.

По кривой равновесия фаз и изобарным температурным кривым мы рассчитали составы равновесных фаз сырья x^*_F = 0,36 и y^*_F = 0,58, а также температуру сырья на входе в колонну t_F = 110,2°C.

e' = (x'_F - x^*_F) / (y^*_F - x^*_F) = (h_F - h_g) / (H_G - h_g), (16)

где из диаграммы - h_F = 7425 ккал / кмоль, h_g = 4575 ккал / кмоль, H_G = 10500 ккал / кмоль.

e'=(0,47-0,36)/(0,58-0,36)=0,5

Уравнение (16) представляет собой уравнение прямой в отрезках. Если на энтальпийной диаграмме ноду сырья продолжим в обе стороны до значений x'_W и y'_D на оси абсцисс, то в результате мы можем определить минимальный теплоподвод Q_Bmin и минимальный теплоотвод Q_Dmin, соответствующие режиму минимального орошения. Для этого на энтальпийной диаграмме найдем минимальные удельные теплоподвод (Q_B/W)_min и теплоотвод (Q_D/D)_min:

(Q_B/W)_min = 9675 ккал / кмоль; (Q_D/D)_min = 11887,5 ккал / кмоль;

Q_Bmin = (Q_B/W)_min·W' = 135,974·9675 = 1315548,45 ккал/ч;

Q_Dmin = (Q_D/D)_min·D' = 11887,5·115,72 = 1375621,5 ккал/ч

Материальный баланс для ректификационной колонны

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рисунок 5 - 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 M_F, дистиллята M_D и остатка M_W по правилу аддитивности:

M_F = M_Б · x'_F + M_Т · (1 - x'_F) = 78,11 · 0,47 + 92,14 · (1 - 0,47) = 85,42 кг/кмоль;

M_D = M_Б · y'_D + M_Т · (1 - y'_D) = 78,11 · 0,987 + 92,14 · (1 - 0,987) = 78,182 кг/кмоль;

M_W = M_Б · x'_W + M_Т · (1 - x'_W) = 78,11 · 0,03 + 92,14 · (1 - 0,03) = = 91,58 кг/кмоль.

Рассчитаем производительность ректификационной колонны в кмоль/ч:

F' = F / M_F = 21500 / 85,42 = 251,697 кмоль/ч.

Отсюда можно найти массовые расходы бензола F'_Б, F_Б и толуола F'_Т, F_Т в сырье:

F'_Б = F' · x'_F = 251,697 · 0,47 = 118,291 кмоль/ч;

F_Б = F'_Б · M_Б = 118,291 · 78,11 = 9227,166 кг/ч;

F'_Т = F' · (1 - x'_F) = 251,697 · (1 - 0,47) = 133,399 кмоль/ч;

F_Т = F'_Т · M_Т = 133,399 · 92,14 = 12272,146 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:

D' / F' = (x'_F - x'_W) / (y'_D - x'_W), (11)

W' / F' = (y'_D - x'_F) / (y'_D - x'_W), (12)

Рассчитаем массовый расход дистиллята D' по уравнению (11):

D' = 251,697 · (0,47 - 0,03) / (0,987 - 0,03) = 115,72 кмоль/ч.

Отсюда можно найти массовые расходы D, D'_Б, D'_Т, D_Б, D_Т:

D = D' · M_D = 115,72 · 78,478 = 9047,22 кг/ч;

D'_Б = D' · y'_D = 115,72 · 0,987 = 114,215 кмоль/ч;

D'_Т = D' · (1 - y'_D) = 115,72 · (1 - 0,987) = 1,504 кмоль/ч;

D_Б = D'_Б · M_Б = 114,215 · 78,11 = 8908,77 кг/ч;

D_Т = D'_Т · M_Т = 1,504 · 92,14 = 138,368 кг/ч.

Аналогично рассчитаем массовые расходы W', W, W'_Б, W'_Т, W_Б, W_Т:

по уравнению (12):

W' = 251,697 · (0,987 - 0,47) / (0,987 - 0,03) = 135,974 кмоль/ч;

W = W' · M_W = 135,974 · 91,58 = 12452,498 кг/ч;

W'_Б = W' · x'_W = 135,974 · 0,03 = 4,079 кмоль/ч;

W'_Т = W' · (1 - x'_W) = 135,974 · (1 - 0,03) = 131,895 кмоль/ч;

W_Б = W'_Б · M_Б = 4,079 · 78,11 = 318,162 кг/ч;

W_Т = W'_Т · M_Т =131,895 · 92,14 = 12134,34 кг/ч.

Составим материальный баланс в виде таблицы:

Компонент	сырье (F)	дистиллят (D)	остаток (W)
	кг/ч	кмоль/ч	кг/ч	кмоль/ч	кг/ч	кмоль/ч
бензол	9227,166	118,291	8908,77	114,215	318,162	4,079
толуол	12272,746	133,399	138,368	1,504	12134,34	131,895
?	21499,912	251,697	9047,22	115,72	12452,50	135,974

3. Тепловой баланс колонны

изобарный бинарный ректификационный орошение

Без учета теплопотерь в окружающую среду все подведенное в колонну тепло: с сырьем (F·h_F) и в низ колонны через кипятильник (Q_B) отводится из колонны парами дистиллята (D·H_D), жидким остатком (W·h_W) и через конденсатор на верху колонны (Q_D).

F · h_F + Q_B = D · H_D + W · h_W + Q_D, (17)

Зная минимальный удельный теплоподвод (Q_B/W)_min, можем определить величину (Q_B/W):

(Q_B/W) = n'·(Q_B/W)_min, (18)

где n' - коэффициент избытка теплоподвода.

(Q_B/W) = 1,29·9675 = 12480,75 ккал / кмоль.

Отсюда можем найти Q_B:

Q_B = (Q_B/W) · W' = 12480,75·135,974 = 1697057,5 ккал/ч.

Согласно правилу рычага F, W и D лежат на одной прямой, то по энтальпийной диаграмме можем определить (Q_D/D):

(Q_D/D) = 15334,875 ккал / кмоль.

Отсюда можем рассчитать Q_D:

Q_D = (Q_D/D) · D' = 15334,875·115,72 = 1774551,735 ккал/ч.

Из энтальпийной диаграммы определим энтальпию дистиллята и остатка H_D = 9262,5 ккал/ч и h_W = 5475 ккал/ч. Проверим сходимость теплового баланса по формуле (17):

F · h_F + Q_B = D · H_D + W · h_W + Q_D;

251,697·7425 + 1697057,5 = 115,72·9262,5 + 135,974·5475 + 1774551,735;

3565907,725 = 3590865,885.

Расчет продолжаем, так как относительная погрешность сходимости теплового баланса составляет 0,69%.

4. Расчет режима полного орошения

Режим полного орошения - режим работы колонны, когда число теоретических тарелок в колонне N = N_min и флегмовое число R > ?.

С помощью кривой равновесия фаз минимальное число тарелок N_min определяем путем построения ступенчатых линий между кривой равновесии фаз и диагональю. Построение начинаем с точки, характеризующей состав дистиллята, и завершаем у точки, характеризующей состав остатка.

Отсюда минимальное число теоретических тарелок N_min по кривой равновесия фаз равно 9.

Минимальное число теоретических тарелок в колонне можем также рассчитать аналитически по уравнению Фенске - Андервуда:

N_min = lg (y'_D / (1-y'_D) · (1-x'_W) / x'_W) / lg б_ср, (28)

где б_ср - среднегеометрическое значение относительной летучести:

б_ср = (б_В · б_Н)^1/2, (29)

Относительная летучесть представляет собой отношение давлений насыщенных паров бензола и толуола:

б = P_Б / P_T, (30)

Рассчитаем относительную летучесть вверху б_В и внизу б_Н колонны:

При температуре t_В = 94°С

P_БВ = 1,4925 ата; P_ТВ = 0,6 ата;

б_В = P_БВ / P_TВ = 1,4325 / 0,6 = 2,4875.

При температуре t_Н = 123,2°С

P_БН = 3,195 ата; P_ТН = 1,41 ата;

б_Н = P_Бн / P_TН = 3,195 / 1,41 = 2,2659.

По уравнению (29): б_ср = (б_В · б_Н)^1/2 = (2,2659·2,4875)^1/2 = 2,3744.

Отсюда находим минимальное число тарелок по формуле (28):

N_min = lg (0,987 / (1-0,987) · (1-0,03) / 0,03) / lg 2,3744 = 9,028 ? 9

5. Расчет числа теоретических тарелок по кривой равновесия фаз

Уравнение (23) мы можем также записать в следующем виде:

y'_n = R_n-1 / (R_n-1 + 1) · x'_n-1 + y'_D / (R_n-1 +1), (27)

Уравнение (27) представляет собой уравнение рабочей линии для кривой равновесия фаз. При R = const рабочая линия будет прямой. Рабочая линия на кривой равновесия характеризует взаимосвязь между составами встречных неравновесных потоков пара и жидкости в верхней части колонны.

Проведем рабочую линию для режима минимального орошения через точки F и D, которая отсекает на ординате отрезок, равный отношению:

y'_D / (R_min + 1) = 0,35,

где R_min - минимальное флегмовое число. R_min = 0,987/ 0,35 - 1 = 1,82. Режим минимального орошения - работа ректификационной колонны, когда флегмовое число R = R_min и число тарелок N > ?.

Так как нам известен коэффициент избытка орошения (он примерно равен коэффициенту избытка тепла, отводимого орошения), то можем определить рабочее флегмовое число:

R_раб = n' · R_min = 1,29 · 1,82 = 2,3478.

Далее находим ординату точки B при x' = 0, соответствующую отношению:

y'_D / (R_раб + 1) = 0,987 / (2,3478 +1) = 0,295.

Теперь через точки D и B проводим прямую, которая является рабочей линией концентрационной части колонны для режима рабочего орошения и пересекает линию сырья. Через точку пересечения и точку W проводим прямую - рабочую линию отгонной части для режима рабочего орошения.

Расчет числа теоретических тарелок в концентрационной и отгонной частях проводим, строя ступенчатую линию между кривой равновесия и соответствующими рабочими линиями. Переход от одной части колонны к другой осуществляем при помощи рабочей линии зоны питания a - b.

Отсюда число теоретических тарелок N_теор. по кривой равновесия фаз равно 17.

Можно проводить расчет, используя паровое число.

(П_min+x'_w)/ (П_min+1)=0,6125

Откуда П_min= 1,503

П_раб= П_min?nЧ=1,503?1,29=1,939

(П_раб+x'_w)/ (П_раб+1)=(1,939+0,03)/(1,939+1)=0,67

6. Расчет числа теоретических тарелок по тепловой диаграмме

Рассмотрим материальный и тепловой балансы для верхней части колонны в произвольном сечении:

материальный баланс для верхней части:

G_n = g_n-1 + D, (19)

где G_n и g_n-1 - встречные неравновесные потоки соответственно пара и жидкости.

материальный баланс для НКК:

G_n · y'_n = g_n-1 · x'_n-1 + D · y'_D, (20)

тепловой баланс:

G_n · H_n = g_n-1 · h_n-1 + D · H_D + Q_D, (21)

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Рисунок 7 - Схема потоков в верхней части ректификационной колонны

Так как выражение (21) состоит из 4 членов, то оно не подчиняется правилу рычага. Преобразуем данное выражение:

G_n · H_n = g_n-1 · h_n-1 + D · (H_D + Q_D / D),

G_n · H_n = g_n-1 · h_n-1 + D · H^*_D, (22)

где H^*_D - условная энтальпия дистиллята.

Приняв во внимание уравнение (19), мы можем также записать уравнения (20) и (22) в следующем виде:

R_n-1 = g_n-1 / D = (y'_D - y'_n) / (y'_n - x'_n-1) = (H^*_D - H_n) / (H_n - h_n-1), (23)

где R_n-1 - флегмовое число.

Отсюда можно сделать вывод, что точки, характеризующие встречные неравновесные потоки пара и жидкости, лежат на одной прямой (рабочей линии) вместе с точкой, характеризующей дистиллят D. Этих рабочих линий столько, сколько встречных потоков и все они выходят их т. D - полюса.

Поскольку при расчете числа тарелок по энтальпийной диаграмме надо знать положение соответствующих нод, определяющих равновесные концентрации флегмы (жидкости) и паров, для фиксации их положения совместно используют энтальпийную диаграмму и изобарные температурные кривые.

Абсцисса y'_D определяет положение т. D (отвечает энтальпии паров дистиллята) на тепловой диаграмме и на изобарной кривой конденсации (определяет температуру паров дистиллята). Концентрация НКК x'₁ в жидкости, стекающей с первой теоретической тарелки и находящейся в равновесии с парами дистиллята, определяется абсциссой т. g₁, находящейся на изобарной кривой испарения. Линия D - g₁ отвечает ноде на изобарном графике. Точке g₁ на изобарном графике соответствует т. g₁ на энтальпийном. Линия D - g₁ отвечает ноде на энтальпийном графике. Проведя рабочую линию через полюс - т. D и т. g₁, получим - на пересечении этой линии с кривой энтальпии паров - т. G₂, которая определяет состав паров, поднимающихся со второй тарелки концентрационной части колонны.

Расчет ведем от тарелки к тарелке по направлении к зоне питания. Каждая нода соответствует одной теоретической тарелке. Расчет заканчиваем тогда, когда какая-то рабочая линия пересечет на энтальпийной диаграмме ноду сырья. Число теоретических тарелок в верхней части колонны N_теор(в) = 8.

Аналогичный расчет проводим для нижней части колонны. Чило теоретических тарелок в нижней части колонны N_теор(н) = 8.

7. Построение профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны

Для построения профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны определим температуру и составы равновесных фаз для каждой теоретической тарелки по изобарным кривым и составим таблицу полученных данных:

Номер тарелки	Температура,°С	x'	y'
1	94	0,955	0,987
2	95	0,91	0,965
3	96,6	0,8375	0,93
4	99	0,7325	0,88
5	101,8	0,64	0,81
6	104,4	0,545	0,7425
7	107	0,46	0,675
8	109,2	0,39	0,615
8Ч	110,1	0,345	0,56
7Ч	113,1	0,3	0,51
6Ч	115,8	0,255	0,4422
5Ч	118,1	0,2025	0,375
4Ч	119,9	0,155	0,295
3Ч	121,2	0,105	0,22
2Ч	119,9	0,06	0,0875
1Ч	121,2	0,03	0,0775

8. Расчет жидкостных и паровых нагрузок по высоте колонны

Флегмовые R_n и паровые П_n числа соответственно для концентрационной и отгонной частей ректификационной колонны определим по тепловой диаграмме как отношения отрезков:

R_n = g_n / D = G_n+1D / g_nG_n+1 и П_n = G_n / W = Wg_n+1/ g_n+1G_n

т.е. для 1 тарелки: R₁ = g₁ / D = 20,5/7,85=2,611

для 8Ч тарелки: П_8Ч = G₈ / W = 16,8 / 8,9 = 1,888.

По рассчитанным данным можем определить мольные расходы жидкости g_n и пара G_n:

для концентрационной части колонны:

gЧ_n = R_n · D', (31)

GЧ_n+1=GЧ_n+gЧ_n-g_n-1', (32)

для отгонной части колонны:

gЧ_n+1 = GЧ_n+g_n'-GЧ_n-1 (33)

GЧ_n = П_n · W', (34)

т.е. для 1 тарелки: g₁ = 2,611 · 115,72 = 302,1449 кмоль/ч;

G₁ = 115,72 кмоль/ч;

для 8Ч тарелки: g_8Ч = 251,14+387,7978-388,47 = 387,118 кмоль/ч;

G_8Ч = 1,846 ·135,974 = 251,01 кмоль/ч.

Найденные мольные расходы пересчитываем в массовые, используя следующие уравнения:

g = g_n · M_gn, (35)

G = G_n · M_Gn. (36)

где M_gn и M_Gn - средние молярные массы соответственно равновесных потоков жидкости и паров, покидающих n - ную тарелку, кг /кмоль.

M_gn = M_Б · x'_n + M_Т · (1 - x'_n), (37)

M_Gn = M_Б · y'_n + M_Т · (1 - y'_n), (38)

Для 1 тарелки: M_g1 = 78,11 · 0,955 + 92,14 · (1 - 0,955) = 78,29 кг/кмоль;

M_G1 = 78,11 · 0,987 + 92,14 · (1 - 0,987) = 78,74 кг/кмоль;

g = 302,14 · 78,29 = 23791,3 кг/ч;

G = 115,72 · 78,74 = 9059,995 кг/ч.

Составим таблицу полученных данных (расчет произведен с помощью электронных таблиц Excel):

Коцентрационная секция
№	R	GЧ	gЧ	xЧ	yЧ	MG	Mg	G	g
1	2,611	115,72	302,1449	0,955	0,987	78,2924	78,74135	9059,995	23791,3
2	2,569	417,86	297,2847	0,91	0,965	78,6011	79,3727	32844,62	23596,29
3	2,525	413	292,193	0,8375	0,93	79,0921	80,38988	32665,41	23489,36
4	2,457	407,91	284,324	0,7325	0,88	79,7936	81,86303	32548,85	23275,63
5	2,422	400,04	280,2738	0,64	0,81	80,7757	83,1608	32313,84	23307,8
6	2,39	395,99	276,5708	0,545	0,7425	81,7227	84,49365	32361,7	23368,48
7	2,358	392,29	272,8678	0,46	0,675	82,6698	85,6862	32430,58	23381
8	2,328	388,59	269,3962	0,39	0,615	83,5116	86,6683	32451,57	23348,11
Отгонная секция
№	П	GЧ	gЧ	xЧ	yЧ	MG	Mg	G	g
1	1,888	256,72	135,974	0,03	0,0775	91,0527	91,7191	23374,94	12471,41
2	1,886	256,45	392,6929	0,06	0,0875	90,9124	91,2982	23314,2	35852,16
3	1,886	256,45	392,421	0,105	0,22	89,0534	90,66685	22837,47	35579,57
4	1,869	254,14	392,421	0,155	0,295	88,0012	89,96535	22364,21	35304,29
5	1,857	252,5	390,1094	0,2025	0,375	86,8788	89,29893	21937,21	34836,35
6	1,852	251,82	388,4777	0,255	0,4422	85,9359	88,56235	21640,72	34404,5
7	1,847	251,14	387,7978	0,3	0,51	84,9847	87,931	21343,4	34099,45
8	1,846	251,01	387,118	0,345	0,56	84,2832	87,29965	21155,76	33795,26

9. Расчет фактического числа тарелок

В реальности поведение газов и растворов в той или иной степени отклоняется от поведения идеальных газов и растворов. Величиной, учитывающей отклонение реального от идеального поведения, служит коэффициент полезного действия тарелки. Число фактических тарелок определяется из соотношения:

N_Ф = N-1 / з, (47)

где N_Ф - число фактических тарелок; N - число теоретических тарелок; з - КПД тарелки и з = 0,5 ? 0,7 для укрепляющей части колонны и з = 0,3 ? 0,5 для отгонной.

Принимаем КПД тарелки з_укр = 0,6

з_отг = 0,4

Число фактических тарелок в верхней части колонны:

N_В = (8-1)/ 0,6 = 12.

Число фактических тарелок в нижней части колонны:

N_Н = (8 - 1) / 0,4 = 18.

Итак, в верхней части колонны - 12 тарелок, а в нижней - 18 тарелок.

10. Расчет высоты колонны

Из опыта эксплуатации принимаем расстояние между тарелками h = 500 мм. Высота колонны рассчитываем по следующей формуле:

H = H₁ + H₂ + H₃ + (N - 2) · h, (48)

где N - число фактических тарелок в колонне. N = 30.

H₂ - высота зоны питания, м; H₃ - высота для самотека, м;

H₁ - высота для распределения орошения, м.

Из опыта эксплуатации принимаем H₂ = 1 м; H₃ = 1 м; H₁ = 1 м.

H = 1 + 1 + 1 + (30 - 2) · 0,500 = 12 м.

Итак, высоту колонны принимаем H = 12000 мм.

11. Расчет диаметра колонны

Диаметр колонны рассчитывается по максимальной паровой нагрузке в верхней части колонны (из профиля паровых и жидкостных нагрузок максимальная паровая нагрузка у верхней(2) тарелки):

w_доп = 0,85 · 10^-4 · С · ((с^t_g - с_G) / с_G)^1/2, (45)

где w_доп - допустимая скорость паров в полном сечении колонны, м/с;

с^t_g - плотность жидкости, стекающей с первой(2) тарелки. с^t_g = 831,16 кг/м³;

с_G - плотность пара, поступающего со второй(3) тарелки. с_G = 3,8265 кг/м³;

С - коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелок, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости у. С=900.

Рассчитаем объемный расход паров следующим образом:

V_G2 = G / с_G2, (39)

где с_G - плотность паров.

1с_G2 = M_G2 / 22,4 · T₀ / (T₀ + t₂) · р, (40)

где T₀ - температура при н.у. T₀ = 273 K.

с_G2 = 78,6011 / 22,4 · 273 / (273 + 95) · 1,47 = 3,8265 кг/м³;

V_G2 = 32844,62 /3,8265 = 8583,244 м³/ч.

с^t_gn = (с²⁰_{4 g} - б · (t_n - 20)) · 1000, (42)

где б - средняя температурная поправка:

б = 0,001828-0,00132 · с²⁰_{4 g}

с²⁰_{4 g} - относительная плотность жидкости при 20°С.

с²⁰_{4 g} = 1 / (x_n / с²⁰_{4 Б} + (1 - x_n) / с²⁰_{4 Т}), (43)

где с²⁰_{4 Б} и с²⁰_{4 Т} - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; x_n - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.

x_n = M_Б / M_gn · x'_n, (44)

x₂ = 78,11 / 79,3727 · 0,910 = 0,8955;

с²⁰_{4 g} = 1 / (0,8955 / 0,8790 + (1 - 0,8955) / 0,8669) = 0,878;

б = 0,001828-0,00132 · 0,878 = 0,00067

с^t_g2 = (0,878 - 0,00067 · (95 - 20)) · 1000 = 831,16 кг/м³;

d_K = (V_G2 / (0,785 · w_доп))^1/2, (46)

где d_K - диаметр колонны, м; V_G1 - максимальная паровая нагрузка.

V_G = 8583,244 м³/ч = 2,384 м³/с.

Выбираем тарелки колпачкового типа. При максимальных нагрузках для колпачковых тарелок, расстояние между которыми принимаем h_T = 500 мм.

w_доп = 0,85 · 10^-4 · 900 ·((831,16 - 3,8265) / 3,8265)^1/2 = 1,125 м/с;

d_K = (2,384 / (0,785 · 1,125₎)^1/2 = 1,643 м.

Принимаем диаметр верхней части колонны d_K = 1,8 м.

12. Расчет диаметра штуцеров

Расчет диаметра штуцера для ввода жидкостного орошения

Парциальный конденсатор принимают эквивалентным одной теоретической тарелке. Для определения объемного расхода орошения необходимо рассчитать плотность и поток флегмы стекающий с первой тарелки:

gop = gl

Теперь рассчитаем удельный расход жидкости по следующим формулам:

V_gn = g_n / р^t_g (48)

где p'_g - плотность жидкости при температуре t_n, которая представляет собой:

p^t_g = (р²⁰_4g-a*(t_n-20)*1000 (49)

где а - средняя температурная поправка, а = 0,001828 - 0.00132 * р²⁰₄;

р²⁰_{4 g} - относительная плотность жидкости при 20°С.

P²°_4g = 1 / (Х_П / Р²°_4Б + (1 - Х») / _Р²°_4Т), (50)

где р²°_{4 б} и р²°_{4 т} - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; х_п - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.

х_п = М_Б / M_gn * х'_п, (51)

Произведем расчет объемного расхода жидкости V_g для 1 тарелки по вышеперечисленным формулам:

х, = 78/ 78,74 -0,955 = 0,946;

p²⁰_4g = 1 / (0,946/ 0,8790 + (1 - 0,946) / 0,8669) = 0,8784;

а = 0,00 1 828 - 0.00 1 32 * 0,8784=6,6851 * 10⁴;

p ^t_g, = (0,8784 - 6,6851*10⁴ - (94,0 - 20)) * 1000 = 828,930 кг/м³;

V_g = 23791,3/ 828,930 = 28,7 м³/ч.

Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле, аналогично расчету диаметра аппарата:

d_w=(V_g/ (0,785 * w_доп * 3600))^1/2

где w_Aon - допускаемая скорость жидкости, из опыта эксплуатации w_доп⁼l-3 м/с.

d=(28,7/(0,785*2*3600^))0,5= 0,0713 м

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 80 мм

13. Расчет диаметра штуцера вывода паров из колонны

d=(V/ (0,785 * w_доп * 3600))^1/2

где V - объемный расход паров, поднимающиеся со второй тарелки:

V=Gn₂/ p^t2_G=32844,62/3,8265=8583,4627 м³/ч

w_доп - допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации w_доп⁼20-25 м/с

d = (8583,4627/(0,785*20*3600))^1/2=0,3897

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 400 мм.

14. Расчет диаметра штуцера ввода паров из ребойлера

d = (V/ (0,785 * w_доп * 3600))^1/2

где V - объемный расход паров, поднимающиеся с 16-ой тарелки:

V=G_П16/p^t16_G

p_g - плотность пара, уходящего с 16-ой тарелки.

p_Gn = M_Gn / 22,4 * То / (То + t_n) * п / п₀, (52)

где Т₀ и п₀ - температура и давление при н.у. Т₀ = 273 К, п₀ = 760 мм рт. ст.; п - давление в середине колонны, мм рт. ст.

p^t2_G - 90,0527 / 22,4 * 273 / (273 +123,2) * 1117,2 / 760=4,1173 кг/м³.

V=23374,94/4,1173 = 5677,278м³/ч.

w_доп - допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации w_доп=20-25 м/с.

d = (5677,278/(0,785*20*3600))^1/2=0,317

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 350 мм.

15. Расчет диаметра штуцера для вывода остатка

V_g = 0,785 * w_доп * d²_w, (53)

где V_g - объемный расход жидкости, стекающей с предпоследней теоретической

V_g = g₁₅/P^tl5_g

Произведем расчет объемного расхода жидкости V_g для 13 тарелки по вышеперечисленным формулам:

х₁₅ = 78/91,2982*0,06 = 0,0513;

P²⁰_4g = 1 / (0,0513/ 0,8790 + (1 - 0,0513) / 0,8669) = 0,8676;

а = 0,001828 - 0,00132 - 0,8676=6,8277-10^-4;

p^t_gl5 = (0,8676 - 6,6851 - Ю»⁴ - (121.8 -20)) * 1000 = 798,094 кг/м³;

V_g =35852,16/ 798,094 = 44,922 м³/ч.

w_доп - допустимая скорость жидкости, из опыта эксплуатации w_доп=0,2-0,8 м/с.

d_w - диаметр штуцера, м.

d_w=(V_g/ (0,785 * w_доп * 3600))^1/2.

Принимаем w_доп = 0,5 м/с.

d_w= (44,922 / (0,785 * 0,5 * 3600))^1/2 = 0,1783 м.

Принимаем диаметр штуцера d_w = 200 мм.

16. Расчет диаметра штуцера ввода сырья

Удельный расход сырья принимается как сумма расходов жидкости и пара:

V^F_общ - = V^F_ж + V^F_п

Определим мольный расход сырьевого пара:

g_f =е' * F^/=0,5-251,697=125,8485 кмоль/ч;

Молярный вес сырьевого пара:

M_GF = М_Б * y*'_F+ М_т * (1 - y*V)= 78 * 0,58 + 92 * (1 - 0,58)=83,88 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевого пара:

G_F= g_f'* M_G = 125,8485 * 83,88=10556,172 кг/ч;

Объемный расход сырьевого пара:

V_GF = G_F* 22,4 - (t_F +273)/ (M_Gf *273*п)

где t_F=99,4°C - температура сырья на входе в колонну.

V_GF = 10556,172*22,4*(110,2+273)/(83,88*273*1,47) = 2697,79м³ /ч = 0,749 м³ /с.

Мольный расход сырьевой жидкости:

g_F^;= F' - (1 - e⁷)=251,697*(l - 0,5)=125,8485 кмоль/ч;

Молярный вес сырьевой жидкости:

M_gF = М_Б * x*'_F+ М_т * (1 - x*'_F)=78 * 0,4+ 92 * (1 - 0,4)=86,4 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевой жидкости:

gF=g_F^/ - M_gF=125,8485*86,4=l 0873,31 кг/ч;

Плотность сырьевой жидкости при 20°С:

Р²°4 _g = 1 / (x_F */ р²⁰_{4 б} + (1 - xf*) / _Р²°_{4 т}),

где x_F*= М_Б- x _F ^*/ / М_Б - x_f^*/+ М_т * (1 - x_F^*/)=78-0,4/78-0,4+92 (l - 0,4)=0,361,

p²⁰_4g= 1 /(0,361 /0,8790 + (1 -0,361) /0,8669)=0,8712,

а = 0,001828 - 0,00132 * 0,8712=6,7797*10⁴;

p ^t_gF = (0,8712 - 6,7797*10⁴ * (99,4 - 20)) * 1000 - 817,368 кг/м³;

Объемный расход сырьевой жидкости: