KBR_2005

190
tw
180
170
о
160		C	B
	A
150
140
x *		x	y *	ta
			F
F
130		F
0,0 0,1 0,2	0,3 0,4 0,5 0,6 0,7			0,8 0,9 1,0
МассоваядоляНККвпаровойижидкойфаза
Рис.3. Изобарные температурные кривые

	1,00
	0,90
фазe	0,80
	0,70
в паровой
	0,60
доля НКК	0,50
	0,40
Массовая	0,30
	0,20
	0,10
	0,00
	0,00	0,10	0,20	0,30	0,40	0,50	0,60	0,70	0,80	0,90	1,00
			Массовая доля НКК в жидкой фазe

Рис. 4. Кривая равновесия фаз

Энтальпии н.октана и н.декана находят из справочной литературы [2], или они могут быть определены приближенно по формулам Крега [2]:

для жидкости

ht =	(0,403t+0,000405t 2 )				, ккал/кг	(7)
		ρ	15
			15

для паров

Ht = (50,2+0,109 t +0,00014 t 2 )(4,0−ρ1515)−73,8 , ккал/кг (8).

Для пересчета величин ρ420 и ρ1515 можно воспользоваться приближенной формулой [2]:

ρ1515 = ρ420 + 6α ,	(9)
где α - температурная поправка (см. табл. П-1).
Энтальпия жидкости состава x при температуре t определяется по
уравнению (10), а паров состава y - по уравнению (11):
ht = h1 x + h2 ( 1−x ) , ккал/кг.	(10)
Ht = H1 y + H 2 ( 1− y ) , ккал/кг.	(11)
Вычисления приведены в табл. 2, по которым на рис. 5	построена

энтальпийная диаграмма, связывающая составы жидкой и паровой фаз с их энтальпией.

Таблица 2

t, oC	x	y	h1	h2	ht	H1	H2	Ht
131,98	1,0000	1,0000	71,6	70,3	71,6	146,8	145,0	146,8
133,65	0,9286	0,9809	72,7	71,3	72,6	147,7	145,9	147,7
140,00	0,6995	0,8986	76,5	75,1	76,1	150,7	148,9	150,5
145,00	0,5564	0,8231	79,6	78,1	78,9	153,2	151,3	152,8
150,00	0,4376	0,7377	82,7	81,1	81,8	155,7	153,8	155,2
154,92	0,3390	0,6441	85,8	84,2	84,7	158,1	156,2	157,4
160,00	0,2522	0,5374	89,0	87,3	87,7	160,7	158,7	159,8
165,00	0,1787	0,4228	92,1	90,4	90,7	163,2	161,3	162,1
170,00	0,1147	0,2991	95,3	93,6	93,8	165,8	163,8	164,4
179,94	0,0101	0,0312	101,8	99,9	100,0	171,0	169,0	169,1
180,96	0,0000	0,0000	102,4	100,5	100,5	171,5	169,5	169,5

H t , h t ,
ккал/кг	200,0
	180,0
						H t
	160,0
	140,0
	120,0
	100,0
						h t
	80,0
	60,0
	0,0	0,1	0,2	0,3	0,4	0,5	0,6	0,7	0,8	0,9	1,0
			Массовая доля НКК в жидкой и паровой фазе

Рис. 5. Энтальпийная диаграмма

2. МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КОЛОННЫ

Уравнение материального баланса всей колонны по НКК:

	F xF = D yD + (F −D) xW .						(12)
	Доля отбора дистиллята от сырья:
	ε	=	D	=	xF − xW	=0,4020,	(13)
			F		yD − xW
	получаем: D = 4824,7 кг/ч,	W = 7175,3 кг/ч.

В табл. 3 приведен покомпонентный материальный баланс колонны.

					Таблица 3
Компоненты	Сырье F		Ректификат D		Остаток W
	доли НКК,	кг/ч	доли НКК,	кг/ч	доли НКК,	кг/ч
	масс.		масс.		масс.
н.октан	0,4	4800	0,98	4728,2	0,01	71,8
н.декан	0,6	7200	0,02	96,5	0,99	7103,5
Всего:	1,0	12000	1,00	4824,7	1,00	7175,3

Количество сырья, поступающего в секцию питания: в паровой фазе

GF = e F = 0,2 * 12000 = 2400 кг/ч,

в жидкой фазе

gF = F - GF = 12000 - 2400 = 9600 кг/ч.

g мин =

3. РАСЧЕТ ФЛЕГМОВОГО ЧИСЛА

Расчет проводится при допущении: расходы потоков пара и жидкости по высоте концентрационной секции постоянны.

Минимальное количество орошения

gмин = Rмин D ,

(14)

Где минимальное флегмовое число рассчитывается по уравнению:

	æ g		ö		yD	-	*
Rмин	= ç		÷	=			yF	= 1,10 .	(15)
					*		*
	ç		÷
	è	D øмин			yF	- xF

5307,2 кг/ч.

Минимальному флегмовому числу соответствует бесконечно большое число тарелок. В реальных условиях флегмовые числа принимаются с некоторым избытком, по сравнению с минимальным. С увеличением избытка флегмы необходимое число тарелок сокращается.

Для данного сырья заданные составы ректификата и остатка могут быть получены при различных флегмовых числах, изменяющихся от теоретически минимального значения, соответствующего бесконечно большому

числу тарелок, до R = ∞ , при котором число теоретических тарелок будет

минимальным.

Отношение действительного флегмового числа к минимальному носит название коэффициента избытка флегмы. В большинстве случаев значения этого коэффициента принимаются от 1,04 до 1,5.

Примем значение коэффициента избытка флегмы равным 1,4, тогда количество жидкости, стекающей с каждой тарелки концентрационной секции, равно:

g = gмин * 1,4 = 7430 кг/ч,

что соответствует рабочему флегмовому числу R = 1,54 .

4. ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС КОЛОННЫ

Из общего теплового баланса колонны находится количество тепла,

подводимого в низ колонны:
QB = QD + QW + Qd − QF .	(16)
Тепло, поступающее в колонну с потоком сырья:
QF = GF H tF + gF htF .	(17)
Тепло, отводимое дистиллятом:
QD = DH tD .	(18)
Тепло, отводимое остатком:
QW =Whtw .	(19)
Количество жидкости gгор («горячее» орошение), стекающей на
верхнюю тарелку из парциального конденсатора:
gгор = D R .	(20)
Тепло, отводимое наверху колонны в парциальном конденсаторе:
Qd = gгор (H tD − htD ).	(21)

Количество паров под нижней тарелкой отгонной части колонны:

	GW =	QB		.	(22)
		H tW	− htW

Результаты расчета теплового баланса представлены в табл. 4.

Таблица 4

		Услов-	Расход,	t, оС	М	Энтальпия,		Количество
	Потоки	ные	кг/ч			ккал/кг		тепла,
						пара	жидк.
		обозн.						ккал/ч
	Приход:
	Сырье:	F	12000,0	154,9	129,3
	пар. фаза	GF	2400,0	154,9	122,6	157,4		377837
	жидк. фаза	gF	9600,0	154,9	131,1		84,7	813115
	Пар кипятильника	GW	11437,2	179,9	140,9	169,0	99,9	790440
	Итого:							1981392
	Расход:
	Дистиллят	D	4824,7	133,7	114,5	147,6		712365
	Остаток	W	7175,3	179,9	141,7		99,9	710559
	Горячее орошение	gD	7437,0	133,7	115,7	147,6	72,6	558468
	Итого:							1981392

5. ГРАФИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ ЧИСЛА ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК

Для графического определения числа теоретических тарелок верхней части колонны проведем на рис. 3 линию концентраций (рабочую линию). При постоянстве количества орошения по высоте колонны линия концентра-

ций является прямой, проходящей через точки L и D.

	Координаты точек L и D :
	ì	,	y =	yD	=		0,98	= 0,386	ü
	L íx=0								ý,
				1+R		1 + 1,54
	î								þ

ì		ü
ï	y = yD =0,98	ï
D íx = yD =0,98,		ý .
ï		ï
î		þ

Для построения линии концентрации для нижней части колонны следует определить

количество паров GN o , поднимающихся в пи-

тательную секцию колонны с верхней тарелки отгонной части колонны. Из уравнения материального баланса для нижней части колонны (рис. 6):

GNo = gF + g1 −W = 9854,7 кг/ч, что соответствует паровому числу

S = GWNo = 1,37 .

При постоянном паровом числе в отгонной секции колонны линия кон-

центраций является прямой, проходящей через точки W и M. Координаты этих точек:

	W	{	x	= W =0,01					, y= x	=0,01 },
				x					W
		ì			W	+	S				ü
	M	íx		=	x				= 0,583		, y = 1ý.
					1+S
		î									þ

Графическое построение числа тарелок можно вести как снизу вверх, так и сверху вниз. На рис. 7 дано такое построение для концентрационной части

колонны сверху вниз, начиная от точки D, путем проведения ступенчатой

линии между кривой равновесия фаз и линией концентрации до точки K, которая находится на пересечении рабочих линий верхней и нижней частей колонны. Расчет тарелок для нижней части осуществлен построением ступен-

чатой линии от точки W до точки K. На графике проводится линия сырья

через точки F(xF*; yF*) и O(x=xF; y=xF).

	Если расчет и построения выполнены правильно,	Рис. 6. Материальные
	линия сырья FO должна пройти через точку K.
		потоки в отгонной
	Жидкость, поступающая на верхнюю тарелку	части колонны

отгонной секции колонны, состоит из смеси двух потоков: жидкости, стекающей с нижней тарелки концентрационной части, и

жидкой части сырья. Состав этой жидкости может быть определен по формуле:

xm =	g F x*F + g1 x1			.
	g F	+ g
			1

Пары, поступающие в концентрационную часть колонны, представляют собой смесь двух потоков: паровой фазы сырья и паров с верхней тарелки отгонной секции. Cостав этих паров:

ym	=	GF y*F + GN o	y	N o	.
		GF + GNo

Из графического построения на рис. 7 следует, что необходимое число тарелок в колонне равно

NТТ = NТК + NТО = 5,5 + 7,5 = 13.

Минимальное возможное число тарелок, обеспечивающее заданную четкость разделения, соответствует бесконечно большому флегмовому числу, когда линии концентраций для обеих частей колонны сливаются с диагональю графика. Этот вариант работы колонны рассматривается как теоретический предел возможного сокращения необходимого числа тарелок и соответствует режиму полного орошения.