Ректификация смеси сероуглерод-четыреххлористый углерод в насадочной колонне

 

ВВЕДЕНИЕ

 

 

Развитие нефтеперерабатывающей  и нефтехимической промышленности на современном этапе характеризуется  значительным расширением ассортимента и повышением качества выпускаемой  продукции, увеличением нефтепереработки и газового конденсата, позволяющих получить гамму нефтепродуктов с учетом потребностей потребителя.

Технологическое и аппаратурное оформление промышленных процессов  крайне многообразное. Во многих производственных процессах требуется разделить  исходное сырье на составляющие компоненты, произвести нагрев, испарение, конденсацию и охлаждение продуктов для разделения различных систем.

Наиболее распространенным методом разделения жидких однородных смесей является ректификация. Разделение жидкостей ректификацией основано на различной способности компонентов смеси переходить в парообразное состояние. Ректификацией называется диффузионный процесс разделения жидких смесей взаимно растворимых компонентов, различающихся по температурам кипения, который осуществляют путем противоточного многократного контактирования неравновесных паровой и жидкой фаз.

При контакте фаз, в результате массообменных процессов, температура  паровой фазы снижается, часть паров  конденсируется, и концентрация низкокипящего  компонента (НКК) в них возрастает, а температура жидкой фазы увеличивается, часть ее испаряется, и концентрация НКК в ней уменьшается.

Процесс ректификации многокомпонентных  смесей, как и бинарных, может  проводиться периодически и непрерывно.

Периодическая ректификация осуществляется в одной ректификационной колонне путем последовательного (во времени) получения в виде дистиллята сначала наиболее летучего компонента смеси, а затем - компонентов с более высокими температурами кипения. Компонент смеси с самой высокой температурой кипения остается в кубе колонны в виде кубового остатка. Разумеется, реально получают не отдельные компоненты, а фракции (порции) с преимущественным их содержанием. Управление таким периодическим процессом существенно сложнее, нежели непрерывным, когда параметры процесса не изменяются в ходе работы установки.

Непрерывная ректификация многокомпонентных смесей осуществляется в установках, состоящих из ряда ректификационных колонн непрерывного действия, соединение которых в общую  схему может быть различным. Каждая из колонн разделяет поступающую в нее смесь на два продукта, один из которых - дистиллят, а второй - кубовый остаток. Поэтому при наличии хотя бы трех компонентов в исходной смеси их разделение на три продукта в одной колонне невозможно. В этом случае используют две колонны.

 

1 РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ  КОЛОННЫ

 

 

Исходные данные:

Производительность колонны G_F=8920 кг/ч

НКК – сероуглерод (Т=46,3 С);

ВКК – четыреххлористый углерод (Т=76,7 С);

Концентрация НКК, масс. доли:

в сырье - 0,28;

в дистилляте - 0,86;

в кубовом остатке - 0,01;

Тип контактного устройства – насадка из колец Рашига.

 

 

1.1 Составление материального баланса колонны

 

 

Массовые расходы дистиллята G и кубового остатка G определяются соответственно по уравнениям (1) и (2):

,       (1)

,       (2)

G_D = 8920 ^. ((0,28-0,01)/(0,86-0,01))=2833,4кг/ч;

G_W = 8920 ^. ((0,86-0,28)/(0,86-0,01))=6086,6кг/ч.

 

Проверка:

G_F = G_D +G_W;

8920=2833,4+6086,6.

 

После определения массового  дистиллята G_D и кубовой жидкости G_W находится массовый расход каждого компонента в дистилляте G и кубовом продукте G_iW, мольный расход компонентов в продуктах разделения смеси N и N_iW, а также мольный состав получаемых дистиллята x_iD и остаткаx x_iW. Массовые расходы сероуглерода и четыреххлористого углерода в сырье, дистилляте и кубовом продукте определяются соответственно по формулам (3) – (5):

;        (3)

;           (4)

.         (5)

Подставляя значения в эти выражения, получим:

G_нккF = 8920 0,28=2497,6 кг/ч;

G_нккD = 2833,4 ^.0,86=2436,7 кг/ч;

G_нккW = 6086,6 ^. 0,01=60,9кг/ч;

G_вккF = 8920 ^. 0,72 =6422.4 кг/ч;

G_вккD =2833,4 ^. 0,14 =396,67 кг/ч;

G_вккW = 6086,6 ^. 0,99 =6025,73кг/ч.

 

Проверка:

2497,6 =2436,7+60,9;

6422,4 =396,67+6025,73.

 

Мольные расходы сероуглерода и четыреххлористого углерода в сырье, дистилляте и кубовом продукте рассчитываются по формулам (6) – (8):

    ;                      (6)

;                  (7)

                   (8)

Подставляются значения в выражения:

 

Проверка:

32,820 кмоль/ч=32,020 кмоль/ч +0,800 кмоль/ч;

41,752 кмоль/ч =2,579 кмоль/ч +39,173 кмоль/ч.

 

Мольные доли сероуглерод и четыреххлористого углерода в сырье, дистилляте и кубовой жидкости определяются по формулам (9) – (11):

х = ;          (9)

х = ;          (10)

 ;           (11)

 

Проверка:

0,44+0,56=1;

0,925+0,075=1;

0,02+0,98=1.

 

Данные материального баланса представлены в таблице 1 приложения А.

 

 

1.2 Построение диаграмм фазового равновесия в координатах у-х и

t-x,у

 

 

Для системы сероуглерод – четыреххлористый углерод равновесные зависимости для давления π = 101 кПа (близкого к давлению в зоне питания) приведены в работе [2]

Равновесные составы  паровой и жидкой фаз и температура  кипения смесей представлены в таблице 1 . По данным таблицы 1 строятся диаграммы фазового равновесия в координатах у-х (рисунок 1) и t-x,у (рисунок 2).

 

Таблица 1 - Равновесные составы жидкости и пара при атмосферном давлении

t, С	х	у
76,7	0	0
74,9	2,96	8,23
73,1	6,15	15,55
70,3	11,06	26,60
68,6	14,35	33,25
63,8	25,85	49,50
59,3	39,08	63,40
55,3	53,18	74,70
52,3	66,30	82,9
50,4	75,74	87,80
48,5	86,04	93,20
46,3	100	100

     

 

 

 

Рисунок 1 - Диаграмма  фазового равновесия в координатах у-х

 

Рисунок 2 - Изобарные температурные кривые кипения и конденсации смеси сероуглерод - четыреххлористый углерод

 

Давление наверху и  внизу 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_F, на верху t_D и в кубе t_W колонны (рисунок 2).

Так как сырье поступает в колонну при температуре кипения (е=0), для нахождения температуры t_F достаточно с абсциссой х_F=0,44, соответствующей мольной доле низкокипящего компонента в сырье, восстановить перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой кипения.

Температура в зоне питания  составляет t_F = 57,8 ⁰C. Аналогично определяется температура в кубе колонны t_W =75,4 ⁰C. Для определения температуры паров на верху колонны t_D из точки с абсциссой х_D, соответствующей мольной доле низкокипящего компонента в дистилляте, восстанавливается перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой конденсации. Температура на верху колонны составляет t_D =48,6 ⁰C (2).

 

 

1.3 Определение числа теоретических тарелок

 

 

Для бинарных смесей минимальное  флегмовое число определяется зависимостью:

               (12)

Определение величины ^y*_F=0,68 показано на рисунке 1. Для определения процесса ректификации необходимо, чтобы флегмовое число R было больше минимального R . В противном случае содержание низкокипящего компонента в дистилляте х_D будет меньше определенного.

Минимальное флегмовое  число R рассчитывается по уравнению (12):

В простейших случаях  значение флегмового числа определяется из соотношения:

,        (13)

где β - коэффициент избытка флегмы.

Ориентировочно оптимальное флегмовое число можно определить как минимум функции ƒ(R) (рисунок 3). Функция ƒ(R) определяется соотношением:

 

,     (14)

где n_Т- число теоретических тарелок в колонне.

Для определения оптимального флегмового числа R находится минимум функции ƒ(R) в соответствии с уравнением (16).  Расчет оптимального флегмового числа показан в таблице 2.

 

Таблица 2 - Расчет оптимального флегмового числа

	R	n	n (R+1)
1,25	1,276	13	29,589
1,6	1,633	11	28,967
2,5	2,552	9	31,969
3,0	3,063	8	32,5
5,0	5,104	7	42,729

 

 

 

Рисунок 3 - Определение оптимального флегмового числа

 

По данным таблицы 3 находится  значение оптимального флегмового числа R =0,74.

На рисунке 4 оказано определение числа теоретических тарелок для оптимального флегмового числа.

Уравнение рабочей линии  верхней части колонны АД для R имеет вид:

   ;      (15)

.

Уравнение рабочей линии  нижней части колонны СД имеет  вид:

;      (16)

 

;

  

,

где  - относительный (на 1 кмоль дистиллята) мольный расход сырья, x_w - мольная концентрация низкокипящего компонента в кубовой жидкости.

 

Рисунок 4 - Определение  числа теоретических тарелок  в колонне

 

Число теоретических тарелок в верхней части колонны n_В=4 ( не считая ступень, огибающую точку Д). В нижней части колонны с учетом того, что роль одной тарелки выполняет кипятильник, число теоретических тарелок m_Н=7.

 

 

1.4 Определение расхода пара и флегмы в колонне

 

 

Сырье поступает в  колонну с долей отгона е=0, поэтому:

 кг/ч.         (17)

Массовый расход пара в верхней части колонны:

    (18)

Так как все сырье  поступает в жидкой фазе, то:

          (19)

Массовый расход флегмы , поступающей в зону питания:

       (20)

Массовый расход флегмы , поступающей в нижнюю часть колонны:

      (21)

Массовая концентрация низкокипящего компонента во флегме , поступающей на последнюю тарелку нижней части колонны (счет тарелок в нижней части колонны идет снизу вверх), определяется соотношением:

,        (22)

где - концентрация ацетона в жидком потоке сырья по условию.

Ориентировочно можно  принять, что:

Массовая концентрация низкокипящего компонента в паровом потоке, поднимающемся с последней тарелки нижней части колонны в зону питания:

   (23)

Массовая концентрация низкокипящего компонента в паровом потоке, покидающем зону питания:

            (24)

Проверка: