Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол


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 Рi, поэтому воспользуемся эмпирическим уравнением Антуана:


lg Pi = Ai - Bi / (Ci+ t),(1)


где Аi, Вi, Сi - эмпирические величины, постоянные для каждого компонента.


КомпонентAiBiCiбензол4,031291214,65221,205толуол4,074271345,09219,516

Для определения температур кипения бензола (низкокипящего компонента) tКБ и толуола (высококипящего компонента) tКТ, 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 Рi в уравнение подставим давление в середине колонны ?, т.е.


t = Bi / (Ai - lg ?) - Ci,(2)КБ = BБ / (AБ - lg ?) - CБ = 1214 / (4,031 - lg 1,47) - 221,205= 93,15°С;КТ = BТ / (AТ - lg ?) - CТ = 1345 / (4,074 - lg 1,47) - 219,516= 124,765°С.


Далее в пределах рассчитанных температур кипения компонентов зададимся 8 температурами:


?t =(tКТ - tКБ) / 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 РБ и РТ найдем по уравнению (1):

При температуре t1 = 93,15°C

PБ1 = 10(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 93,15)) = 1,470 ата;

PТ1 = 10(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 93,15)) = 0,592 ата.

При температуре t2 = 97,67°C

PБ2 = 10(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 97,67)) = 1,668 ата;

PТ2 = 10(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 97,67)) = 0,682 ата.

При температуре t3 = 102,18°C

PБ3 = 10(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 102,18)) = 1,885 ата;

PТ3 = 10(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 102,18)) = 0,782 ата.

При температуре t4 = 106,69°C

PБ4 = 10(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 106,69)) = 2,123 ата;

PТ4 = 10(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 106,69)) = 0,893 ата.

При температуре t5 = 111,22°C

PБ5 = 10(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 111,22)) = 2,384 ата;

PТ5 = 10(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 111,22)) = 1,017 ата.

При температуре t6 = 115,73°C

PБ6 = 10(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 115,73)) = 2,668 ата;

PТ6 = 10(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 115,73)) = 1,153 ата.

При температуре t7 = 120,25°C

PБ7 =10(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 120,25)) = 2,979 ата;

PТ7 =10(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 120,25)) = 1,304 ата.

При температуре t8 = 124,765°C

PБ8 =10(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 124,765)) = 3,315 ата;

PТ8 =10(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 124,765)) = 1,469 ата.

Определим мольные доли бензола в кипящей жидкой фазе


x' = (? - РТ)/(РБ - РТ),(3)


в равновесной паровой фазе


y' = КБ · x' = РБ / ? · x',(4)


где КБ - 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, °СбензолтолуолPБ, атаx'y'PТ, ата1-x'1-y't1 = tКБ = 93,151,47110,59100t2 = 97,671,6680,8090,9120,6820,1910,087t3 = 102,181,8850,6330,8060,7820,3660,193t4 = 106,692,1220,4770,6850,8930,5220,315t5 = 111,222,3840,3380,5451,0170,6610,454t6 = 115,732,6680,2150,3891,1530,7850,611t7 = 120,252,9780,1050,2111,3040,8950,789t8 = tКТ = 124,7653,315001,4711

Величины энтальпии для различных веществ в жидком и газообразном состоянии мы можем рассчитать по эмпирическим зависимостям от температуры t и относительной плотности ?204 вещества:

i = [(0,403 + 0,000405·t) · t · (?204) -1/2] · M, ккал / кмоль(5)i = [(50,2 + 0,109·t + 0,00014·t2) · (4 - ?204) - 73,8] · M, ккал / кмоль(6)


где hi и Hi - энтальпии вещества в жидком состоянии и газообразном состоянии,

M - молярная масса вещества, кг/кмоль.


КомпонентM, кг/кмоль?204бензол78,110,8790толуол92,140,8669

Найдем энтальпии бензола hБ, HБ и толуола hТ, HТ при различных температурах по уравнениям (5) и (6):

При температуре t1 =93,15°CБ1 = [(0,403 + 0,000405·93,15) · 93,15 · (0,879) -1/2] · 78,11 = 3415,48 ккал / кмоль;Б1 = [(50,2 + 0,109·93,15 + 0,00014·93,152) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9231,62 ккал / кмоль;Т1 = [(0,403 + 0,000405·93,15) · 93,15 · (0,8669) -1/2] · 92,14 = 4056,53 ккал / кмоль;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°CБ2 = [(0,403 + 0,000405·97,67) · 97,67 · (0,879) -1/2] · 78,11 = 3596,08 ккал / кмоль;Б2 = [(50,2 + 0,109·97,67 + 0,00014·97,672) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11= 9380,95 ккал / кмоль;Т2 = [(0,403 + 0,000405·97,67) · 97,67 · (0,8669) -1/2] · 92,14 = 4271,035 ккал / кмоль;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°CБ3 = [(0,403 + 0,000405·102,18) · 102,18 · (0,8790) -1/2] · 78,11 = 3777,665 ккал / кмоль;Б3 = [(50,2 + 0,109·102,18 + 0,00014·102,182) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 95,31,34 ккал / кмольТ3 = [(0,403 + 0,000405·102,18) · 102,18 · (0,8669) -1/2] · 92,14 = 4486,6958 ккал / кмоль;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°CБ4 = [(0,403 + 0,000405·106,69) · 106,69 · (0,8790) -1/2] · 78,11 = 3960,615 ккал / кмоль;Б4 = [(50,2 + 0,109·106,69 + 0,00014·106,692) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9683,119 ккал / кмоль;Т4 = [(0,403 + 0,000405·106,69) · 106,69 · (0,8669) -1/2] · 92,14 = 4703,984 ккал / кмоль;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°CБ5 = [(0,403 + 0,000405·111,22) · 111,22 · (0,8790) -1/2] · 78,11 = 4145,757 ккал / кмоль;Б5 = [(50,2 + 0,109·111,22 + 0,00014·111,222) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9836,964 ккал / кмоль;Т5 = [(0,403 + 0,000405·111,22) · 111,22 · (0,8669) -1/2] · 92,14 = 4923,87 ккал / кмоль;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°CБ6 = [(0,403 + 0,000405·115,73) · 115,73 · (0,8790) -1/2] · 78,11 = 4331,455 ккал / кмоль;Б6 = [(50,2 + 0,109·115,73 + 0,00014·115,732) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = = 9991,519 ккал / кмоль;Т6 = [(0,403 + 0,000405·115,73) · 115,73 · (0,8669) -1/2] · 92,14 = 5144,426 ккал / кмоль;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°CБ7 = [(0,403 + 0,000405·120,25) · 120,25 · (0,8790) -1/2] · 78,11 = 4518,94 ккал / кмоль;Б7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,252) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 10147,81 ккал / кмоль;Т7 = [(0,403 + 0,000405·120,25) · 1220,25 · (0,8669) -1/2] · 92,14 = 5367,1 ккал / кмоль;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°CБ7 = [(0,403 + 0,000405·124,765) · 124,765 · (0,8790) -1/2] · 78,11 = 4707,592 ккал / кмоль;Б7 = [(50,2 + 0,109·124,765 + 0,00014·124,7652) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 10305,31 ккал / кмоль;Т7 = [(0,403 + 0,000405·124,765) · 124,765 · (0,8669) -1/2] · 92,14 = 5591,16 ккал / кмоль;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 = hБ · x' + hТ · (1 - x'),(7)


для насыщенных паров


H = HБ · y' + HТ · (1 - y'),(8)

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


tX 'Y'hБhТHБHТhH93,151,0112761,004513415,4784056,5299231,6210957,113408,24949223,83897,670,8096440,9123253596,0854271,0359380,95211133,933724,56589534,646102,180,6331050,8062223777,6654486,6959531,342113124037,80459876,395106,690,4773420,6846533960,6154703,9849683,11911491,724349,142610253,45111,220,3386050,5455264145,7574923,8759836,96411673,884660,399610671,79115,730,2154840,3885484331,4555144,4269991,51911856,884969,244111132,1120,250,1049050,2111294518,945367,110147,8112041,945278,123611642,03124,7650,0054230,0121464707,5925591,1610305,3112228,435586,368512205,08

Построим энтальпийную диаграмму, используя составленную таблицу рассчитанных данных.


2. Расчет однократного испарения


Рисунок 6 - Схема процесса однократного испарения (ОИ)


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;

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 tF = 110,2°C.


e' = (x'F - x*F) / (y*F - x*F) = (hF - hg) / (HG - hg),(16)


где из диаграммы - hF = 7425 ккал / кмоль, hg = 4575 ккал / кмоль, HG = 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 QBmin и минимальный теплоотвод QDmin, соответствующие режиму минимального орошения. Для этого на энтальпийной диаграмме найдем минимальные удельные теплоподвод (QB/W)min и теплоотвод (QD/D)min:

(QB/W)min = 9675 ккал / кмоль; (QD/D)min = 11887,5 ккал / кмоль;

Bmin = (QB/W)min·W' = 135,974·9675 = 1315548,45 ккал/ч;

QDmin = (QD/D)min·D' = 11887,5·115,72 = 1375621,5 ккал/ч


Материальный баланс для ректификационной колонны


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 MF, дистиллята MD и остатка MW по правилу аддитивности:


MF = MБ · x'F + MТ · (1 - x'F) = 78,11 · 0,47 + 92,14 · (1 - 0,47) = 85,42 кг/кмоль;

MD = MБ · y'D + MТ · (1 - y'D) = 78,11 · 0,987 + 92,14 · (1 - 0,987) = 78,182 кг/кмоль;

MW = MБ · x'W + MТ · (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 / MF = 21500 / 85,42 = 251,697 кмоль/ч.


Отсюда можно найти массовые расходы бензола F'Б, FБ и толуола F'Т, FТ в сырье:


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

FБ = F'Б · MБ = 118,291 · 78,11 = 9227,166 кг/ч;

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

FТ = F'Т · MТ = 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, DБ, DТ:


D = D' · MD = 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;

DБ = D'Б · MБ = 114,215 · 78,11 = 8908,77 кг/ч;

DТ = D'Т · MТ = 1,504 · 92,14 = 138,368 кг/ч.


Аналогично рассчитаем массовые расходы W', W, W'Б, W'Т, WБ, WТ:

по уравнению (12):

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

W = W' · MW = 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;

WБ = W'Б · MБ = 4,079 · 78,11 = 318,162 кг/ч;

WТ = W'Т · MТ =131,895 · 92,14 = 12134,34 кг/ч.


Составим материальный баланс в виде таблицы:


Компонентсырье (F)дистиллят (D)остаток (W)кг/чкмоль/чкг/чкмоль/чкг/чкмоль/чбензол9227,166118,2918908,77114,215318,1624,079толуол12272,746133,399138,3681,50412134,34131,895?21499,912251,6979047,22115,7212452,50135,974

3. Тепловой баланс колонны

изобарный бинарный ректификационный орошение

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).


F · hF + QB = D · HD + W · hW + QD,(17)


Зная минимальный удельный теплоподвод (QB/W)min, можем определить величину (QB/W):


(QB/W) = n'·(QB/W)min,(18)


где n' - коэффициент избытка теплоподвода.

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

Отсюда можем найти QB:


QB = (QB/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 (QD/D):

(QD/D) = 15334,875 ккал / кмоль.


Отсюда можем рассчитать QD:


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


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


F · hF + QB = D · HD + W · hW + QD;


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

,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 = Nmin и флегмовое число R ? ?.

С помощью кривой равновесия фаз минимальное число тарелок Nmin 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 Nmin по кривой равновесия фаз равно 9.

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


Nmin = lg (y'D / (1-y'D) · (1-x'W) / x'W) / lg ?ср,(28)


где ?ср - среднегеометрическое значение относительной летучести:


?ср = (?В · ?Н)1/2,(29)


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


? = PБ / PT,(30)


Рассчитаем относительную летучесть вверху ?В и внизу ?Н колонны:

При температуре tВ = 94°С

PБВ = 1,4925 ата; PТВ = 0,6 ата;

?В = PБВ / P = 1,4325 / 0,6 = 2,4875.

При температуре tН = 123,2°С

PБН = 3,195 ата; PТН = 1,41 ата;

?Н = PБн / P = 3,195 / 1,41 = 2,2659.

По уравнению (29): ?ср = (?В · ?Н)1/2 = (2,2659·2,4875)1/2 = 2,3744.

Отсюда находим минимальное число тарелок по формуле (28):


Nmin = 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 = Rn-1 / (Rn-1 + 1) · x'n-1 + y'D / (Rn-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 / (Rmin + 1) = 0,35,


где Rmin - минимальное флегмовое число. Rmin = 0,987/ 0,35 - 1 = 1,82. Режим минимального орошения - работа ректификационной колонны, когда флегмовое число R = Rmin 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:


Rраб = n' · Rmin = 1,29 · 1,82 = 2,3478.


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


y'D / (Rраб + 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 Nтеор. по кривой равновесия фаз равно 17.

Можно проводить расчет, используя паровое число.


min+x'w)/ (Пmin+1)=0,6125


Откуда Пmin= 1,503


Праб= Пmin?n?=1,503?1,29=1,939

раб+x'w)/ (Праб+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:


Gn = gn-1 + D,(19)


где Gn и gn-1 - встречные неравновесные потоки соответственно пара и жидкости.

материальный баланс для НКК:

Gn · y'n = gn-1 · x'n-1 + D · y'D,(20)


тепловой баланс:


Gn · Hn = gn-1 · hn-1 + D · HD + QD,(21)


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:


Gn · Hn = gn-1 · hn-1 + D · (HD + QD / D),n · Hn = gn-1 · hn-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:

Rn-1 = gn-1 / D = (y'D - y'n) / (y'n - x'n-1) = (H*D - Hn) / (Hn - hn-1),(23)


где Rn-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 Nтеор(в) = 8.

Аналогичный расчет проводим для нижней части колонны. Чило теоретических тарелок в нижней части колонны Nтеор(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 тарелкиТемпература,°Сx'y'1940,9550,9872950,910,965396,60,83750,934990,73250,885101,80,640,816104,40,5450,742571070,460,6758109,20,390,6158?110,10,3450,567?113,10,30,516?115,80,2550,44225?118,10,20250,3754?119,90,1550,2953?121,20,1050,222?119,90,060,08751?121,20,030,0775

8. Расчет жидкостных и паровых нагрузок по высоте колонны


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

Rn = gn / D = Gn+1D / gnGn+1 и Пn = Gn / W = Wgn+1/ gn+1Gn

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

для 8? тарелки: П8? = G8 / W = 16,8 / 8,9 = 1,888.


По рассчитанным данным можем определить мольные расходы жидкости gn и пара Gn:

для концентрационной части колонны:


g?n = Rn · D', (31)

G?n+1=G?n+g?n-gn-1',(32)


для отгонной части колонны:


g?n+1 = G?n+gn'-G?n-1(33)

G?n = Пn · W', (34)


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

G1 = 115,72 кмоль/ч;

для 8? тарелки: g8? = 251,14+387,7978-388,47 = 387,118 кмоль/ч;

G8? = 1,846 ·135,974 = 251,01 кмоль/ч.

Найденные мольные расходы пересчитываем в массовые, используя следующие уравнения:


g = gn · Mgn,(35)= Gn · MGn.(36)


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

Mgn = MБ · x'n + MТ · (1 - x'n),(37)

MGn = MБ · y'n + MТ · (1 - y'n),(38)


Для 1 тарелки:Mg1 = 78,11 · 0,955 + 92,14 · (1 - 0,955) = 78,29 кг/кмоль;

MG1 = 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№RG×g×x×y×MGMgGg12,611115,72302,14490,9550,98778,292478,741359059,99523791,322,569417,86297,28470,910,96578,601179,372732844,6223596,2932,525413292,1930,83750,9379,092180,3898832665,4123489,3642,457407,91284,3240,73250,8879,793681,8630332548,8523275,6352,422400,04280,27380,640,8180,775783,160832313,8423307,862,39395,99276,57080,5450,742581,722784,4936532361,723368,4872,358392,29272,86780,460,67582,669885,686232430,582338182,328388,59269,39620,390,61583,511686,668332451,5723348,11Отгонная секция№ПG×g×x×y×MGMgGg11,888256,72135,9740,030,077591,052791,719123374,9412471,4121,886256,45392,69290,060,087590,912491,298223314,235852,1631,886256,45392,4210,1050,2289,053490,6668522837,4735579,5741,869254,14392,4210,1550,29588,001289,9653522364,2135304,2951,857252,5390,10940,20250,37586,878889,2989321937,2134836,3561,852251,82388,47770,2550,442285,935988,5623521640,7234404,571,847251,14387,79780,30,5184,984787,93121343,434099,4581,846251,01387,1180,3450,5684,283287,2996521155,7633795,26

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:


NФ = N-1 / ?,(47)


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

Принимаем КПД тарелки ?укр = 0,6

?отг = 0,4

Число фактических тарелок в верхней части колонны:

NВ = (8-1)/ 0,6 = 12.

Число фактических тарелок в нижней части колонны:

NН = (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.


. 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):


wдоп = 0,85 · 10-4 · С · ((?tg - ?G) / ?G)1/2,(45)


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

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

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

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

Рассчитаем объемный расход паров следующим образом:


VG2 = G / ?G2,(39)


где ?G - плотность паров.


?G2 = MG2 / 22,4 · T0 / (T0 + t2) · ?,(40)


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


?G2 = 78,6011 / 22,4 · 273 / (273 + 95) · 1,47 = 3,8265 кг/м3;

VG2 = 32844,62 /3,8265 = 8583,244 м3/ч.


?tgn = (?204 g - ? · (tn - 20)) · 1000,(42)


где ? - средняя температурная поправка:

? = 0,001828-0,00132 · ?204 g

?204 g - относительная плотность жидкости при 20°С.


?204 g = 1 / (xn / ?204 Б + (1 - xn) / ?204 Т),(43)


где ?204 Б и ?204 Т - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; xn - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.


xn = MБ / Mgn · x'n,(44)


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

?204 g = 1 / (0,8955 / 0,8790 + (1 - 0,8955) / 0,8669) = 0,878;

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

?tg2 = (0,878 - 0,00067 · (95 - 20)) · 1000 = 831,16 кг/м3;


dK = (VG2 / (0,785 · wдоп))1/2,(46)


где dK - диаметр колонны, м; VG1 - максимальная паровая нагрузка.

VG = 8583,244 м3/ч = 2,384 м3/с.

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

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

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

Принимаем диаметр верхней части колонны dK = 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:


Vgn = gn / рtg (48)


где p'g - плотность жидкости при температуре tn, которая представляет собой:


ptg = (р204g-a*(tn-20)*1000 (49)


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

р204 g - относительная плотность жидкости при 20°С.

P2°4g = 1 / (ХП / Р2° + (1 - Х») / Р2°), (50)


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


хп = МБ / Mgn х'п, (51)


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

х, = 78/ 78,74 -0,955 = 0,946;

p204g = 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 tg, = (0,8784 - 6,6851*104 - (94,0 - 20)) 1000 = 828,930 кг/м3;

Vg = 23791,3/ 828,930 = 28,7 м3/ч.

Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле, аналогично расчету диаметра аппарата:


dw=(Vg/ (0,785 wдоп 3600))1/2


где wAon - допускаемая скорость жидкости, из опыта эксплуатации wдоп=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 wдоп 3600))1/2


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


V=Gn2/ pt2G=32844,62/3,8265=8583,4627 м3


wдоп - допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации wдоп=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 wдоп 3600))1/2


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

V=GП16/pt16G

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


pGn = MGn / 22,4 То / (То + tn) 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.

pt2G - 90,0527 / 22,4 273 / (273 +123,2) 1117,2 / 760=4,1173 кг/м3.

V=23374,94/4,1173 = 5677,278м3/ч.

wдоп - допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации wдоп=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


Vg = 0,785 wдоп d2w, (53)


где Vg - объемный расход жидкости, стекающей с предпоследней теоретической


Vg = g15/Ptl5g


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

х15 = 78/91,2982*0,06 = 0,0513;

P204g = 1 / (0,0513/ 0,8790 + (1 - 0,0513) / 0,8669) = 0,8676;

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

ptgl5 = (0,8676 - 6,6851 - Ю»4 - (121.8 -20)) 1000 = 798,094 кг/м3;

Vg =35852,16/ 798,094 = 44,922 м3/ч.

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

dw - диаметр штуцера, м.


dw=(Vg/ (0,785 wдоп 3600))1/2.


Принимаем wдоп = 0,5 м/с.

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

Принимаем диаметр штуцера dw = 200 мм.


. Расчет диаметра штуцера ввода сырья


Удельный расход сырья принимается как сумма расходов жидкости и пара:

VFобщ - = VFж + VFп


Определим мольный расход сырьевого пара:


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


Молярный вес сырьевого пара:


MGF = МБ y*'F+ Мт (1 - y*V)= 78 0,58 + 92 (1 - 0,58)=83,88 кг/кмоль;


Массовый расход сырьевого пара:


GF= gf* MG = 125,8485 83,88=10556,172 кг/ч;


Объемный расход сырьевого пара:


VGF = GF* 22,4 - (tF +273)/ (MGf *273*п)


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

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

Мольный расход сырьевой жидкости:


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


Молярный вес сырьевой жидкости:


MgF = МБ x*'F+ Мт (1 - x*'F)=78 0,4+ 92 (1 - 0,4)=86,4 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевой жидкости:


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


Плотность сырьевой жидкости при 20°С:


Р2°4 g = 1 / (xF */ р204 б + (1 - xf*) / Р2°4 т),

где xF*= МБ- x F */ / МБ - xf*/+ Мт (1 - xF*/)=78-0,4/78-0,4+92 (l - 0,4)=0,361,


p204g= 1 /(0,361 /0,8790 + (1 -0,361) /0,8669)=0,8712,

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

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

Объемный расход сырьевой жидкости:


VgF= gF/ ptgF=10873,31/817,368=13,303 м3/ч или 3,695*l0-3 м3


Суммарный расход жидкости и пара сырья:


VFo6ui= VFж+ VFп= 3,695*10-3 +0,749=0,756 м3/с.


Пусть скорость сырья в штуцере w=10 м/с, тогда диаметр штуцера:

d= (0,756 / (0,785 10))1/2=0,310 м

Принимаем диаметр штуцера d= 350 мм.


Заключение


Рассчитали основные показатели работы и размеры ректификационной колонны графометрическим методом: число теоретических тарелок в колонне Nтеор = 16, число фактических тарелок вверху колонны Nв = 18, число фактических тарелок внизу колонны Nн = 18, диаметр колонны dК = 1,8 м, высота колонны H = 12 м, поверхность кипятильника F =219,297 м2, поверхность конденсатора - холодильника F = 263,85 м2.


Выводы


В ходе работы по заданным параметрам (подача сырья, содержание бензола в сырье, дистиллята и др.) был проведен расчет процесса ректификации и ректификационной колонны.

В процессе работы получены следующие результаты:

число теоретических тарелок 16

в концентрационной части 8

в отгонной части 8

число фактических тарелок 36

высота аппарата 12000 мм

диаметр колонны: 1800 мм

Диаметры штуцеров:

штуцер для ввода орошения 80 мм

штуцер вывода паров из колонны 400 мм

штуцер ввода паров из ребойлера 350 мм

штуцер для самотека 200 мм

- штуцер для подачи сырья 350 мм

Поверхность конденсатора - холодильника: 263,85 м2.

Расход воды: 123373,1 кг/ч.

Поверхность кипятильника: 224,536 м2.

Расход пара: 3192,457 кг/ч.


Литература:


1.Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. - Москва: Химия, 1971 г.

2.Скобло А.И., Трегубова И.А., Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. - Москва: Химия, 1982 г.

.Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Ленинград: Химия, 1987 г.


Теги: Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол  Курсовая работа (теория)  Химия
Просмотров: 49534
Найти в Wikkipedia статьи с фразой: Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол
Назад