Определить основные технологические параметры ректификационной колонны

Алгоритмы расчета

1. Зная температуру охлаждающей воды, принимаем температуру в емкости для дистиллята на 10 – 150С выше температуры воды.
2. С учетом полной конденсации дистиллята определяем давление вверху колонны.
3. По найденному давлению верха колонны определяем температуру верха колонны.
4. Задаемся перепадом давления в колонне, возникающим из-за гидравлического сопротивления тарелок в колонне.
5. Исходя из п.4, определяем давление внизу колонны.
6. Зная давление внизу колонны, определяем температуру низа колонны.
7. Определяем долю отгона сырья при входе.
8. Определяем минимальное флегмовое число и минимальное число теоретических тарелок.
Расчет проводим на 100 молей сырья.
Индекс 1 принадлежит этану;
индекс 2 принадлежит пропану;
индекс 3 принадлежит i-бутану;
индекс 4 принадлежит н-бутану;
индекс 5 принадлежит н-пентану;
G - количество молей сырья, D - количество молей дистиллята, R -количество молей остатка. Кроме этого, соответствующие данным обозначениям индексы будут относится и к соответствующим продуктам (G -сырье, D - дистиллят, R - остаток), у - индекс, относящийся к паровой фазе, х индекс, относящийся к жидкой фазе.
Из уравнения материального баланса можно записать:
G=R+D, (1.1)
G∙C1=D∙yD1+R∙xR1, (1.2)
G∙C2=D∙yD2+R∙xR2, (1.3)
G∙C3=D∙yD3+R∙xR3, (1.4)
G∙C4=D∙yD4+R∙xR4, (1.5)
G∙C5=D∙yD5+R∙xR5, (1.6)
Исходя из условий разделения:
хR3 = 0,003 - по условию разделения
yD4 = 0,005- по условию разделения
Примем содержание этана и пропана в остатке соответственно хR1=0, хR2=0, и пентана в дистилляте yD4=0, тогда можно более точно записать данные уравнения:
0,2=D∙yD1+(100-D)∙0, (1.7)
1,2=D∙yD2+(100-D)∙0, (1.8)
45,7=D∙yD3+100-D∙0,003, (1.9)
40,62=D∙0,005+(100-D)∙xR4, (1.10)
12,28=D∙0+(100-D)∙xR5, (1.11)
Суммируя уравнения (1.10) и (1.11), получаем следующее выражение:
52,9=D∙0,005+100-D∙(xR4+xR5), (1.12)
при этом хR4 + хR5 = 0,997 из условия разделения .
Исходя из этого, D=47,177 мол., R=52,823 мол.
Вычисляем по уравнениям (1.7-1.9) все остальные компоненты:
yD1=0,2D=0,247,177=0,0042;
yD2=0,0254;
yD3=0,9654;
yD4=0,005;
yD5=0;
xR1=0;
xR2=0;
xR3=0,003;
xR4=0,7650;
xR5=0,2320
Полученные данные сводим в табл.1.1.
Таблица 1.1
Сырье Количество,
кмоль
Дистиллят D Остаток R
D∙xDi
yDi=xDi
R∙xRi
xRi
Этан 0,20 0,198 0,0042 0 0
Пропан 1,20 1,198 0,0254 0 0
i-Бутан 45,70 45,545 0,9654 0,158 0,0030
н-Бутан
40,62 0,236 0,005 40,410 0,7650
н-Пентан
12,28 0 0 12,255 0,2320
Σ 100,00 47,177 1,0000 52,823 1,0000
Далее определяем давление в емкости для дистиллята. Первоначально принимаем температуру в емкости на 130С выше температуры охлаждающей воды, то есть температура в емкости равна:
35 + 13 = 480С
Исходя из уравнения состояния жидкой фазы (К - константа фазового равновесия):
ΣКi·хDi=1 (1.13)
Таблица 1.2
Компонент yDi=xDi
Кi при t=480С
π=19,74 атм
Кi·хi
Кi при t=480С
π=6,91 атм
Кi·хi
Кi при t=480С
π=7,4 атм
Кi·хi
Этан 0,0042 2,7 0,01134 5,8 0,02436 5,5 0,0231
Пропан 0,0254 0,95 0,02413 2,3 0,05842 2 0,0508
i-Бутан 0,9654 0,48 0,463392 1 0,9654 0,96 0,926784
н-Бутан
0,005 3,40 0,017 0,71 0,00355 0,68 0,0034
Σ
0,515862
1,05173
1,004084
Давление в емкости для дистиллята составляет 7,4 атмосфер.
За счет гидравлического сопротивления холодильника и трубопровода разность давлений в емкости и вверху колонны составляет 0,3 атм., т.е. давление вверху колонны соответственно будет 7,7 атм.
Температуру верха колонны определяем из уравнения состояния паровой фазы:
∑yDiKi=1 (1.14)
Данные по определению температуры верха колонны при давлении 7,7 атм приведены в табл. 1.3.
Таблица 1.3
Компонент yDi
Кi при t=600С
π=7,7 атм
yDiKi
Кi при t=550С
π=7,7 атм
yDiKi
Кi при t=520С
π=7,7 атм
yDiKi
Этан 0,0042 9,2 0,000457 9,1 0,000462 9 0,000467
Пропан 0,0254 2,45 0,010367 2,4 0,010583 2,3 0,011043
i-Бутан 0,9654 1,19 0,811261 1,1 0,877636 0,98 0,985102
н-Бутан
0,005 0,85 0,005882 0,8 0,00625 0,78 0,00641
Σ
0,827967
0,894931
1,003022
Исходя из данных табл.1.3 принимаем температуру верха колонны равной 520С