Описание технологической схемы

Схема тарельчатой ректификационной колонны непрерывного действия представлена в ПРИЛОЖЕНИЕ 1.

Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси x_f.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка x_w, т. е. обеднен легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава x_p, получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения-дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8.

Из кубовой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость-продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный равновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом).

ЗАДАНИЕ НА ПРОЕКТИРОВАНИЕ Рассчитать тарельчатую ректификационную колонну непрерывного действия для разделения бинарной смеси бензол-толуол, если производительность по исходной смеси F=4 кг/с; содержание легколетучего компонента [% (масс.)]:

В исходной смеси _f=30 в дистилляте _p=96; в кубовом остатке _w=1,5, давление в паровом пространстве дефлегматора P=0,1 МПа.

1. Материальный баланс колонны и рабочее флегмовое число.

Производительность колонны по дистилляту P и кубовому остатку W определим из уравнений материального баланса колонны:

F=P+W (1.0).

F_f=P_p+W_w (1.1).

Отсюда находим:

W==.

P=F-W=4−2,64=1,36 кг/с Коэффициент избытка флегмы (орошения):

Здесь Rmin-минимальное флегмовое число:

(1.2).

где имольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси.

Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношениям:

(1.3).

(1.4).

(1.5).

где М₁, М₂ — молярные массы бензола и толуола соответственно.

Получим:

Тогда минимальное флегмовое число равно:

R_min=(0,966−0,610)/(0,610−0,336)=1,299.

Задавшись различными значениями избытка флегмы в, определим соответствующие флегмовые числа. Графическим построением ступеней изменения концентраций между равновесной и рабочей линиями на диаграмме состав пара y-состав жидкости x, находим N (см. ПРИЛОЖЕНИЕ 1−6). Результаты расчетов рабочего флегмового числа представлены в Таблице 1.

Таблица 1.

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 Xf с точкой 1, получим ряд рабочих линий нижней части колонны. Для каждого выбранного флегмового числа и значений X в пределах заданных концентраций жидкости от Xw=0.012 до Xp=0.974 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.

Минимальное произведение N (R+1) соответствует флегмовому числу R=2,0. Коэффициент избытка флегмы:

в=2,0/1,30=1,54.

Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней и нижней частей колонны определяют из соотношений:

L_в=PRM_в/M_P (2.0).

L_н=PRM_н/M_p + FM_н/M_f, (2.1).

где Mp и Mf мольные массы дистиллята и смеси, Мв и Мнсредние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны. Мольную массу дистиллята в данном случае можно принять равной мольной массе легколетучего компонента-бензола. Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны соответственно равны:

М_в=М_бх_ср.в+М_т(1-х_ср.в).

М_н=М_бх_ср.н+М_т(1-х_ср.в).

где х_ср.в и х_ср.н— средний мольный состав жидкости соответственно в верхней и нижней частях колонны:

х_ср.в=(x_p+x_f)/2=(0,966+0,336)/2=0,666.

х_ср.н=(x_f+x_w)/2=(0,336+0,017)/2=0,169.

Тогда:

М_в=780,666+92Ч (1−0,666)=82,7.

М_н=78Ч0,336+92Ч (1−0,168)=89,6.

Мольная масса исходной смеси:

М_f=78Ч0,336+92Ч (1−0,336)=87,3.

Подставим рассчитанные величины в уравнения (2.0) и (2.1), получим:

L_в=1,36Ч2Ч82,7/78=2,88.

L_н=1,36Ч2Ч89,6/78+4Ч89,6/87,3=7,23.

Средние потоки пара в верхней G_в и нижней G_н частях колонны соответственно равны:

Gв=P (R+1)/Мр (3.0).

G_н=P (R+1)/М_р (3.1).

Здесь и — средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны:

=М_бу_ср.в.+(1-у_ср.в).

= М_бу_ср.н.+(1-у_ср.н).

где:

у_р=х_р

у_f=0,54 (определили графически) у_ср.в=(y_p+y_f)/2=(0,966+0,54)/2=0,753.

у_ср.н=(y_f+y_w)/2=(0,54+0,017)/2=0,279.

Тогда:

кг/кмоль Ч (1−0,279)=149,4 кг/кмоль Подставив численные значения в уравнения (3.0) и (3.1), получим:

G_в=1,36Ч (2+1)Ч431,2/78=22,5 кг/с.

G_н=1,36Ч3Ч149,4/78=7,81 кг/с.

2. Скорость пара и диаметр колонны.

Для ситчатых тарелок рабочая скорость газа (щ):

щ=0,05.

где с_х-средняя плотность жидкости, с_у-средняя плотность пара.

Допустимая скорость в верхних и нижних частях колонны соответственно равна:

щ_в=0,05 =0,892 м/с.

щ_н=0,05= 0,843 м/с Ориентировочный диаметр колонны определяют из уравнения расхода:

В данном случае скорости мало отличаются друг от друга; в расчетах используют среднюю скорость паров:

щ=(0,892+0,843)/2=0,868 м/с Принимаем средний массовый поток пара в колонне G равным полусумме:

G=(22,5+7,81)/2=15,16 кг/с Средняя плотность паров:

(2,73+2,85)/2 =2,79 кг/м3.

Диаметр колонны:

d= =2,82 ~2,8 м Выберем стандартный диаметр обечайки колонны. При этом рабочая скорость пара:

щ=0,868(2,8/1,8)² =2,1 м/с По каталогу для колонны диаметром 2800 мм выбираем ситчатую однотопочную тарелку ТС-Р со следующими контруктивными размерами:

Диаметр отверстий в тарелке d_o … 8 мм Шаг между отверстиями l … 18 мм Свободное сечение тарелки F_c … 18,6%.

Высота переливного порога h_пер … 40 мм Ширина переливного порога b … 1500 мм Рабочее сечение тарелки S_т … 5,64 м²

Скорость пара в рабочем сечении тарелки:

щ_т=щЧ0,785d²/S_т=2,1Ч0,785Ч2,8²/5,64=2,3м/с.

3. Высота колонны.

Эффективность тарелки по Мэрфри приближенно определяется следующими уравнениями:

Локальная эффективность E_у связана с общим числом единиц переноса по паровой фазе на тарелке n_{o y} следующим соотношением:

.

где.

Коэффициент К_yf определяют по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений:

Обобщенные критериальные уравнения, которые приводятся к удобному для расчетов виду:

3.1 Высота светлого слоя жидкости на тарелке и паросодержание барботажного слоя.

Высоту светлого слоя жидкости h_o для ситчатых тарелок находят по уравнению:

Для верхней части колонны:

h_{o в} =0,0452.

Для нижней части колонны:

h_{o в} =0,0513.

Паросодержание барботажного слоя е находят по формуле:

где F_r=²_т/(gh_o).

Для верхней части колонны:

Для нижней части колонны:

.

3.2 Коэффициенты массопередачи и высота колонны.

Для верхней части колонны:

· коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:

в_xf=6,24Ч10⁵(4,6Ч10^-9)^0,5[м/с.

· коэффициент массоотдачи в паровой фазе:

в_yf=6,24Ч10⁵(5,06Ч10^-6)^0,5[.

Для нижней части колонны:

· коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:

в_xf=6,24Ч10⁵(5,11Ч10^-9)^0,5[ м/с.

· коэффициент массоотдачи в паровой фазе:

в_yf=6,24Ч10⁵(5,39Ч10^-6)^0,5[.

Пересчитаем коэффициенты массопередачи на кмоль/(м Чс)²:

Ш Для верхней части колонны:

вxf=0,2 770,268 кмоль/(м Чс)2.

в_уf=2,50,084 кмоль/(м Чс)²

Ш Для нижней части колонны:

в_xf=0,0570 кмоль/(м Чс)²

в_уf=3,3 кмоль/(м Чс)²

Коэффициент массопередачи К_yf вычисляем по коэффициентам массоотдачи в верхней части колонны:

К_yf=1/(1/0,041+0,77/0,124)=0,045 кмоль/(м Чс)²

Общее число единиц переноса на тарелку n_{o y} находим по уравнению:

n_{o y}=0,045Ч81,1/(0,91Ч2,73)=1,09.

Локальная эффективность равна:

Е_у=1−2,72^-1,1=0,67.

Фактор массопередачи для верхней части колонны:

л=m (R+1)/R=0,77(2,1+1)/2,1=1,137.

Число ячеек полного перемешивания:

S=1,45/0,35=4.

Коэффициент m, учитывающий влияние на унос физических свойств жидкости и пара, определяют по уравнению.

m=1,15Ч10^-3(у_х/ с_у)^0,295(.

m=1,15Ч10^-3(20Ч10^-3/2,73)^0,295(796−2,73/0,915Ч10^-3)^0,425=0,629.

Высота сепарационного пространства H_c равна расстоянию между верхним и нижним уровнем барботажного слоя и плоскостью тарелки, расположенной выше:

H_c=H-h_п

Определим h_п для низа колонны:

H_п=0,0275/(1−0,56)=0,063 м Тогда:

H_c=0,5−0,063=0,437.

щ_т/(mH_c)=0,91/(0,629Ч0,473)=3,14.

Определяем КПД по Мэрфри E_My:

B=1,73(0,67+0,12/0,77)/(1−0,1(1+0,12Ч1,137/0,77)=0,895.

=0,67/0,895[(1+0,895/4)⁴-1]=0,911.

0,911/1+1,137Ч0,1Ч0,911/(1−0,1)=0,86.

0,86/1+0,12Ч1,137Ч0,86/[0,77(1−0,1)]=0,75.

Зная эффективность по Мэрфри, можно определить концентрацию легколетучего компонента в паре на выходе из тарелки y_k по соотношению:

Е_Му=(у_к-у_н)/(у^*-у_н).

Отсюда:

у_к=0,725+0,71(0,79−0,725)-0,77.

График 1. Определение числа действительных тарелок.

Общее число действительных тарелок определили графически.

N=N_в+N_н=18+15=33.

Высоту тарельчатой ректификационной колонны определим по формуле:

Hк=(N-1)h+zв+zн.

H_к=(33−1)0,7+1,4+2,2= 26 м.

3.3 Гидравлическое сопротивление тарелок колонны.

Гидравлическое сопротивление тарелок колонны ДР_к определяют по формуле:

ДР_к= ДР_нN_в+ ДР_нN_н

Гидравлическое сопротивление сухой ситчатой тарелки:

ДР_с=2,0Ч1,32²Ч2,5/(2Ч0,2²)=108,9 Па Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя на тарелках различно для верхней и нижней частей колонны:

ДР_пв=gphов=9,8Ч775Ч0,0427=324,3 Па ДР_пн= gph_он=9,8Ч775Ч0,0513=389,6 Па Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, равно:

ДРу=4у/d_э=4Ч15Ч10^-3=7,5.

Тогда полное сопротивление одной тарелки верхней и нижней частей колонны равно:

ДР_в=108,9+324,3+10=443,2.

ДР_н=108,9+389,6+7,5=506.

Полное гидравлическое сопротивление ректификационной колонны:

ДР_к=443,2Ч18+506Ч15=15 567,6 Па.