Реферат: Ректификация
Введение
Ректификация — массообменный процесс, которыйосуществляется в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами(насадки, тарелки). В процессе ректификации происходит непрерывный обмен междужидкой и паровой фазой. Жидкая фаза обогащается более высококипящимкомпонентом, а паровая фаза — более низкокипящим. Процесс массообменапроисходит по всей высоте колонны между стекающей вниз флегмой и поднимающимсявверх паром. Что интенсифицировать процесс массообмена применяют контактныеэлементы, что позволяет увеличить поверхность массообмена. В случае применениянасадки жидкость стекает тонкой пленкой по ее поверхности, в случае применениятарелок пар проходит через слой жидкости на поверхности тарелок. В даннойработе приведен расчет тарельчатой ректификационной колонны для разделениябинарной смеси бензол — толуол.
1 Особенности расчета тарельчатой ректификационнойколонны
Как правило, расчет ректификационной колонныпроизводится для заданных: составе исходной смеси, кубового остатка, дистиллята,производительности и рабочем давлении в колонне.
В начале определяется материальный баланс колонны ирабочее флегмовое число. Для этого используется диаграмма y -x . Затем подбирается тип тарелок, определяется скорость пара, диаметрколонны, коэффициенты массопередачи, высота колонны, гидравлическоесопротивление тарелок. После этого можно провести расчет эксплуатационныхсвойств, а также экономические показатели ее использования.
2 Пример расчета ректификационной колонны дляперегонки смеси бензол — толуол
Для примера, рассчитаем колонну при содержаниилегколетучего компонента (т.е. бензола) в исходной смеси 35%(масс.), вдистилляте 98%, в кубовой жидкости 1,7%. Производительность по исходной смеси5кг/с.
2.1 Материальныерасчеты
2.1.1 Материальный баланс колонны
Производительность по дистилляту P и кубовомуостатку W определяется из уравнения материального балансаректификационной колонны:
/>
/> (1)
Откуда:
/>/> (2)
/>/> (3)
Все расчеты в данном случае ведутся для легкокипящегокомпонента, а значит х есть концентрация бензола. Для дальнейшихрасчетов необходимо пересчитать составы фаз из массовых в мольные посоотношению :
/> (4)
где x — мольная доля компонента А, />
/>-массовая доля компонента А, % (масс.)
МА — мольнаямасса компонента А, />
МВ — мольнаямасса компонента В, />
Подставив мольные массы бензола и толуола получаем:
/>/>
/>/>
/>/>
2.1.2 Определение рабочегофлегмового числа
Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкостиопределяются значением рабочего флегмового числа R. Флегмовое число являет собойотношение количества флегмы к количеству дистиллята. Оно может находиться винтервале от Rmin до ¥. При минимальномфлегмовом числе можно получить максимальное количество дистиллята, но числотарелок становится бесконечно большим. Если флегмовое число принять равнымбесконечности, то получится, что колонна работает сама на себя. При флегмовомчисле меньше минимального мы ни при каких условиях не сможем получить конечныйпродукт с заданными свойствами.
/>/>/>/>
Рисунок 1
Диаграмма «жидкость-пар» для смеси бензол-толуол
Вообще флегмовое число отражает уголнаклона рабочей линии к оси абсцисс для верхней части колонны и входя в уравнениерабочей линии. Уравнение рабочей линии для верхней части колонны выглядит как:
/>(5)
yD, как впрочем и yW определяются равными xD и xW соответственно. Иначе говоряпредполагается что состав паровой и жидкой фазы одинаков как для низа так и дляверха колонны. Все это можно увидеть на рисунке 1.
Минимальное флегмовое число определяется по следующейформуле:
/> (6)
где /> — мольнаядоля спирта в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, определяется поy-x диаграмме .
Тогда:
/>
Рабочее значение флегмового числа примем равным 2,1.Для определения рабочего флегмового числа существует множество рекомендаций, мыих упускаем, но их можно найти в [3].
2.1.3 Построение рабочей линии на диаграмме “жидкость- пар”.
Рабочая линия процесса ректификации, в отличие отпроцесса абсорбции, представляет собой совокупность рабочих линий для верхней идля нижней части колонны и характеризуется изломом в точке соответствующейсоставу питательной смеси.
Для верхней части колонны можно воспользоватьсяуравнением (5), а для нижней части колонны существует уравнение:
/> (6)
Вид рабочей линии представлен на все том же рисунке1.
2.1.4 Определение среднего массового расхода пожидкости
Средние массовые расходы по жидкости для верхней инижней частей колонны определяются из соотношений :
/> (7)
/> (8)
где МP и МF — мольные массы дистиллята и исходной смеси, />
МВ и МН — мольные массы жидкости в верхней и нижнейчастях, />
Мольная масса жидкости в верхней и нижней частяхколонны соответственно
равна :
/> (9)
/> (10)
где Мб и Мт — мольные массы бензола и толуола
xср.в и xср.н — средний мольный состав жидкости соответственнов верхней и нижней частях колонны:
/>/>
/>/>
Тогда
/>/>
/>/>
Аналогично находится мольная масса исходной смеси:
/>/>
Мольную массу дистиллята можно принять равной мольноймассе бензола.
Подставив результаты соотношения в (7) и (8)получаем:
/>/>
/>/>
2.1.5 Определение среднегомассового расхода по пару
Средние массовые потоки пара в верхней и нижней частяхколонны
соответственно равны :
/> (11)
/> (12)
где /> и/> - средние мольные массыпаров в верхней и нижней частях колонны:
/> (13)
/> (14)
где средние значения состава паровой фазырассчитываются аналогично жидкой фазе и равны:
/>/>
/>/>
Тогда из формул (13) и (14) следует
/>/>
/>/>
Подставив результаты в (11) и (12) получаем:
/>/>
/>/>
2.2 Скорость пара и диаметр колонны
На этой стадии необходимо выбрать тип тарелки.Поскольку предполагается, что жидкость не содержит взвешенных частиц выберемиспользуем ситчатые тарелки.
Допустимая скорость в верхней и нижней части колонныопределяется по формуле:
/> (15)
Поскольку плотности бензола и толуола близки, топлотность жидкой фазы может быть приближенно определена как 796 кг/м3.
Средняя плотность пара для нижней и для верхней частиколонны может быть определена по формуле:
/> (16)
где t — температура для верхней или длянижней части колонны.
Температура в колонне, в свою очередь, определяется по диаграмме t-x,y, которую можно увидеть на рисунке 2.
/>
Рисунок 2
Диаграмма t — x,y
По средним составам фаз определим температуру вверхней части колонны 89°С, в нижней части колонны 102°С.
Тогда по формуле (16) рассчитываемплотность паровой фазы соответственно в нижней и верхней части колонны.
/>/>
/>/>
Сейчас можно рассчитать допустимые скорости как вверхней, так и в нижней части колонны:
/>/>
/>/>
Диаметр колонны может быть определен по формуле:
/> (17)
Диаметр колонны принимается одинаковым по всей еевысоте и как правило равен большему из определенных. Однако, в данном случаеразличия между скоростями в верхней и нижней части колонны не велики поэтомуможно использовать средние значения:
/>/>
/>/>
/>/>
Подставив их в формулу (17) получим:
/>м
Приняв стандартный размер обечайки равным 1,8м уточнимрабочую скорость пара. Она будет равной 0,82м/с.
На данном этапе необходимо выбрать тарелку из рядастандартных. Опуская процесс выбора, отметим, что это тарелка ТС-Р с нижеприведенными характеристиками:
Диаметр отверстий в тарелке d0
8ммШаг между отверстиями t
15ммСвободное сечение тарелки Fc
18,8%Высота переливного порога hпер
30ммШирина переливного порога b
1050ммРабочее сечение тарелки Sт
2,294м2
Скорость пара в рабочем сечении тарелки:
/>/>
2.3 Определение высоты колонны
Количество тарелок в колонне может быть определенолибо по числу теоретических тарелок, либо по кинетической кривой.
2.3.1 Определение высоты колонны по числу теоретических тарелок
Суть этого метода сводится к построению ступеней надиаграмме y — x. Каждая ступень представляет собой одну тарелку. Припостроении предполагается, что на каждой тарелке достигается равновесие междужидкой и паровой фазой. Реализацию этого метода можно увидеть на рисунке 3
/>
Рисунок 3
Определение числатеоретических тарелок
Как видно число теоретических тарелок в данном случаесоставляет 8 для нижней части колонны и 7 для верхней, в сумме 15. Дляопределения действительного числа тарелок это число необходимо поделить нак.п.д. отдельно взятой тарелки. Несмотря на то, что существуют методы оценкик.п.д. тарелок, этот метод не является точным, поскольку для каждой тарелкик.п.д. может отличаться от среднего.
Высота колонны определяется исходя из числа действительныхтарелок и расстояния между тарелками. Обычно расстояние между тарелкамистандартизовано и может быть выбрано из каталога.
2.3.2 Определение высоты колонны по кинетическойкривой
Данный метод точнее чем предыдущий. Он состоит вопределении эффективности тарелок по Мэрфи с учетом продольного перемешивания,межтарельчатого уноса и доли байпасирующей жидкости. Для определения значенийэффективности тарелок используются критериальные уравнения, которые здесь неприводятся, вследствие их громоздкости и узкой специализации.
Зная эффективность по Мэрфи, можно определитьконцентрацию легколетучего компонента в паре на выходе из тарелки yк по соотношению:
/> (18)
Исходя из этой формулы на диаграмме y — x строится кинетическая кривая, представляющая собой зависимость yкот x, азатем аналогично предыдущему методу графически выстраиваются ступени.Графическую иллюстрацию этого метода можно увидеть на рисунке 4.
/>
Рисунок 4
Построениекинетической кривой и определение действительного числа тарелок
В итоге мы получили 9 тарелок в нижней части колонны и9 в верхней. Приняв расстояние между тарелками 0,5м, расстояние между нижнейтарелкой и дном 2м, расстояние между верхом колонны и верхней тарелкой 1м,получим полную высоту колонны 11,5м.
Заключение
Мы кратко описали процесс расчета ректификационнойколонны для разделения бинарных смесей. Процесс расчета или проектирования наэтом не заканчивается. В дальнейшем рассчитывается гидравлическоесопротивление колонны и подбирается вспомогательная аппаратура.
Однако, стоит отметить, что для массообменногопроцесса, коим является процесс ректификации, в первую очередь необходимо описатьобмен между фазами. Делается это при помощи диаграммы состояния “жидкость-пар”,которой мы пытались уделить повышенное внимание, быть может, в ущерб другим, неменее важным сторонам процесса.
Список использованной литературы
1. Гельперин Н.И. Основные процессыиаппараты химической технологии — М.: Химия, 1981.
2. Кувшинский М.Н., Соболева А.П.Курсовое проектирование по предмету “Процессы и аппараты химическойпромышленности”. М.: Высшая школа, 1980.
3. Основные процессы и аппаратыхимической технологии: Пособие по проектированию/Г.С. Борисов, В.П. Брыков,Ю.И. Дытнерский и др. Под ред. Ю.И. Дытнерского, М.: Химия, 1991.
4. Павлов К.Ф., Романков П.Г., НосковА.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии.Учебное пособие для вузов/Под ред. чл.-корр. АН СССР П.Г. Романкова. Л.: Химия,1987.