Расчет ректификационной колонны. 1 Составление материального баланса

Ректификационная колонна (син. ректификационный колонный аппарат) — Ректификационные колонны применяются в процессах дистилляции, экстрактивной ректификации, , теплообмена между паром и жидкостью и в других процессах. Один и тот же принцип действия ректификационной колонны используется как в относительно простых лабораторных приборах, так и в сложных промышленных установках нефтеперерабатывающей, нефтехимической, химичеэкстракции жидкостейской, газовой, пивоваренной и других отраслей. Диаметр промышленных ректификационных колонн может достигать 16 метров, а высота — 90 метров и более.

Производительность колонны G = 12000 кг/ч; низкокипящий компонент (НКК) - этиловый спирт; высококипя-щий компонент (ВКК) - вода; концентрация НКК (в массовых долях) в сырье = 0,20, в дистилляте = 0,90, в кубовом остатке = 0,05; тип тарелки - клапанная.


.1 Составление материального баланса колонны


Массовые расходы дистиллята G и кубового остатка G определяются соответственно по формулам:


G = G ,(1)
G = G .(2)
G = 12000 = 2117,6 кг/ч,
G = 12000 = 9882,4 кг/ч.


Проверка:
G = G + G ,
= 2117,6 + 9882,4.


После определения массового расхода дистиллята G и кубовой жидкости G находится массовый расход каждого компонента в дистилляте G и кубовом продукте G , мольный расход компонентов в продуктах разделения смеси N и N , а также мольный состав получаемых дистиллята и остатка . Массовые расходы этанола и воды в сырье, дистилляте и кубовом продукте определяются соответственно по формулам:


G = G ,(3)
G = G ,(4)
G = G .(5)
G = 12000 0,20 = 2400 кг/ч;
G = 2117,6 0,90 = 1905,84 кг/ч;
G = 9882,4 0,05 = 494,16 кг/ч;
G = 12000 0,80 = 9600 кг/ч;
G = 2117,6 0,10 = 211,76 кг/ч;
G = 9882,4 0,95 = 9388,24 кг/ч.


Проверка:


G = G + G
= 1905,84 + 494,16
= 211,76 + 9388,24


Мольные расходы этанола и воды в сырье, дистилляте и кубовом продукте рассчитываются по формулам:


N = ,(6)
N = ,(7)
N = .(8)
N = = 52,2 кмоль/ч,
N = = 41,5 кмоль/ч,
N = = 10,7 кмоль/ч,
N = = 533,3 кмоль/ч,
N = = 11,9 кмоль/ч,
N = = 521,6 кмоль/ч.


Проверка:


N = N + N
,2 = 41,5 + 10,7,
,3 = 11,9 + 521,6.


Мольные доли этанола и воды в сырье, дистилляте и кубовой жидкости определяются по формулам:


х = ;(9)
х = ;(10)
х = ;(11)
х = = 0,089;
х = = 0,911;
х = = 0,777;
х = = 0,223;
х = 0,020;
х = = 0,980.


Проверка:


=1,0
,089 + 0,911 = 1,0;
,777 + 0,223 = 1,0;
,020 + 0,980 = 1,0.


Материальный баланс колонны приведен в приложении А.


.2 Определение давления в колонне


В данном курсовом проекте в верхнем продукте содержится 77,7% (мольных долей) этанола, поэтому температура кипения такой смеси будет незначительно отличаться от температуры кипения чистого этанола, которая при атмосферном давлении составляет 78,3^оС. В этом случае в дефлегматоре для конденсации паров, поступающих с верха колонны, можно использовать воду. При этом нет необходимости значительно повышать давление в колонне по сравнению с атмосферным. В то же время температура кипения смеси в кубе колонны не может значительно отличатся от температуры кипения воды, так как содержание воды в кубовом продукте составляет 98% (мольных долей). Такая температура не вызовет затруднений при выборе теплоносителя для использования его в кипятильнике колонны.
Поскольку при давлении в колонне, близком к атмосферному, обеспечиваются приемлемые значения температур верха и куба колонны, целесообразно принять давление на верху колонны несколько больше атмосферного для преодоления гидравлических сопротивлений в шлемовой трубе и дефлегматоре.
Принимаем давление верха колонны = 115 кПа; число реальных тарелок в верхней части колонны n=10, в нижней части колонны -m=3; гидравлическое сопротивление тарелок в верхней части = 350 Па, в нижней части = 540 Па. Тогда давление в зоне питания и нижней части колонны в соответствии с формулами составит:


= ,(12)
= .(13)
= 115 + 10∙0,350 = 118,5 кПа;
= 118,5 + 3∙0,540 = 120,1 кПа.


.3 Построение диаграммы фазового равновесия в координатах у-х и t-x,y


Данные о равновесных составах паровой и жидкой фаз и температура кипения смесей представлены в приложении Б /1/, где х и у - содержание этанола в жидкой и паровой фазах соответственно, выраженное в мольных процентах.
По данным приложения Б строятся диаграммы фазового равновесия в координатах у-х и t-x,у (приложение В).
Давление в верху и в низу колонны отличаются от давления в зоне питания незначительно, поэтому по изобарным температурным кривым кипения и конденсации с достаточной точностью можно определить температуры в зоне питания t , на верху t и в кубе t колонны (приложение В рисунок В.1).
Так как сырье поступает в колонну при температуре кипения (е=0), для нахождения температуры t достаточно из точки с абсциссой х = 0,089, соответствующей мольной доле этанола в сырье, восстановить перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой кипения.
Температура в зоне питания составляет t = 87,0 С. Аналогично определяется температура в кубе колонны t = 98,0 С. Для определения температуры паров на верху колонны t из точки с абсциссой х , соответствующей мольной доле этанола в дистилляте, восстанавливается перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой конденсации. Температура на верху колонны составляет t = 78,3 С.


.4 Определение числа теоретических тарелок


Для бинарных смесей минимальное флегмовое число определяется по формуле:


R = ,(14)


где y _F - мольная концентрация НКК в паре, равновесном с жидкостью питания;
y_D - мольная концентрация НКК в дистилляте, если в дефлегматоре конденсируется весь пар, У = X ;
х - мольная концентрация НКК в сырье.
Определение величины y _F показано в приложении В на рисунке В.2 (у = 0,409).
Подставляя численные значения в формулу (14), получим:


R = = 1,28.


В простейших случаях значение флегмового числа определяется из соотношения
R = β·R ,(15)
где β - коэффициент избытка флегмы.
Ориентировочно оптимальное флегмовое число можно определить как минимум функции ƒ(R) (приложение Г рисунок Г.1).
Функция ƒ(R) определяется соотношением


ƒ(R) = n (R+1),(16)


где n - число теоретических тарелок в колонне.
Расчет оптимального флегмового числа показан в таблице 1.


Таблица 1
Расчет оптимального флегмового числа

Rn n (R+1)
1,25	1,6	23	59,8
1,53	1,96	18	53,3
1,95	2,50	15	52,4
2,10	2,69	13	47,9
2,20	2,82	13	49,6
2,30	2,94	13	51,2
2,40	3,07	13	52,9
2,70	3,46	12	53,5

На рисунке Г.1 приложения Г видно, что минимуму функции ƒ(R) соответствует точка А, абсцисса которой и определяет значение оптимального флегмового числа R = 2,69.
В случае ректификации бинарных смесей для расчета числа теоретических тарелок n широко используется графический метод Мак-Кэба и Тиле. По этому методу на диаграмму фазового равновесия в координатах у - х, приведенную в приложении В на рисунке В.2, наносятся рабочие линии верхней АД и нижней СД частей колонны.
Между линией равновесия и рабочими линиями колонны вписываются теоретические ступени изменения концентрации. Число вписанных ступеней концентрации и равно теоретическому числу тарелок n .
Рабочая линия верхней части колонны АД наносится на диаграмму у-х в соответствии с формулой:


у_в = (17)
ЗАКЛЮЧЕНИЕ


Процесс ректификации широко используется в переработке материалов общей химии и нефтехимии особенно. В обозримом будущем он сохранит свою актуальность, но следует отметить его высокую энергоемкость, что, видимо, рано или поздно скажется на области его применения. Показателем энергоемкости может служить тот факт, что нефтехимия на собственные нужды расходует от 8 до 12 % перерабатываемого сырья. В этой связи целесообразно привести результаты производственного опыта проектирования систем ректифика-ционного разделения смесей, которые позволят уменьшить эне-ргетические затраты процесса.
При разделении смеси по температурам кипения компонентов в первую очередь отделяют самый низкокипящий компонент.
Во вторую очередь отделяется компонент, находящийся в избытке по сравнению с другими компонентами.
При разделении смеси необходимо соблюдать условие, когда в кубе и в верху колонны были бы примерно эквимолярные количества компонентов.
Трудные разделения проводятся с минимальными количествами в конце схемы разделения.
Вывод корродирующих компонентов должен быть осуще-ствлен как можно раньше.
Существенным фактором уменьшения энергетических затрат процессом ректификации является вакуум (вернее, раз-режение), который способен смещать, уменьшать температуру кипения компонента, увеличивая при той же температуре его испарение.
Лёгкость разделения компонентов при ректификации определяется величиной коэффициента относительной летучести. Для близкокипящих компонентов давления их насыщенных паров сближаются, что приводит к уменьшению коэффициента летучести. При коэффициенте летучести менее 1,05 разделение таких смесей обычной ректификацией становится затруднительным, так как при этом требуется большое число теоретических тарелок и большое флегмовое число.
Если компоненты образуют азеотропную смесь, т.е. смесь, кипящую при определённой температуре и имеющую коэффициент относительной летучести, равный 1,0, то применение обычной ректификации не позволяет разделить смесь на индивидуальные компоненты.
СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ


1. Коган В.Б., Фридман В.М., Кофаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром. - М.: Наука, 1966.-900с.
. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: Учебное пособие для вузов/под ред. П.Г. Романкова - 9-е изд., 1981.-560 с.
. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. - М. 1978.-227 с.
. Методические указания к расчету гидравлического сопротивления ректификационных аппаратов А.М. Черемисова. Н.В. Финаева, В.Н. Фролов 1983.-32 с.
. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию под ред. Ю.И. Дытнерского - 1983. - 273 с.
. Альперт Л.З. Основы проектирования химических установок. 1982.-303 с.
. Козлита А.Н., Устинов В.А. Ректификация/ методическое пособие / Комсомольск-на-Амуре. 2005.-68 с.