Рисунок 2 – Диаграмма равновесия в координатах t – х

рис.2

Рисунок 3 – Диаграмма равновесия в координатах у* - х I. Материальный баланс

GD кг/ч – массовый расход дистиллята;

GW кг/ч – массовый расход кубового остатка;

Из уравнения материального баланса:

Для дальнейших расчетов выразим концентрации питания, дистиллята и кубового остатка в мольных долях:

Питание:

Дистиллят:

Кубовой остаток:

Относительный молярный расход питания:

Кривая равновесия (рис.3) точек перегиба не имеет.

Определим минимальное число флегмы по уравнению:

, где

- мольная доля бензола в паре, равновесном с жидкостью питания определяем по диаграмме y*- x (рис. 2).

Рабочее число флегмы:

R=1,3 Rmin+0,3=1,3*1+0,3=1,6

Уравнения рабочих линий:

а) верхней (укрепляющей) части колонны:

б) нижней (исчерпывающей) части колонны:

II. Определение скорости пара и диаметра колонны:

Средние концентрации жидкости:

а) в верхней части колонны:

б) в нижней части колонны:

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линии

а) в верхней части колонны:

б) в нижней части колонны:

Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x,y (рис.2)

а) при

б) при

Средние мольные массы и плотности пара:

а)

б)

Средняя плотность пара

ρп = (2,68+2,69)/2=2,685 кг/м3

Плотности жидких бензола и толуола близки. Температура в верху колонны при xD = 0,91 равняется 83оС, а в кубе-испарителе при xW=0,17 она равняется 106 оС. (рис.2).

Плотность жидкого бензола при t=83oC ρб = 813 кг/м3, а жидкого толуола при t=106оС ρт = 783 кг/м3.

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне

Скорость пара в колонне (С=0,032)

Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне tср= (95+85)/2 = 88,5 оС

,

где где МD – мольная масса дистиллята, равная

МD = 0,91 . 78 + 0,09 . 92 = 79,26 кг/моль

Диаметр колонны:

По каталогу справочнику «Колонные аппараты» берем D=1800 м, тогда скорость пара в колонне будет:

III. Гидравлический расчет тарелок.

Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстие d0 = 4 мм, высота силовой перегородки hв = 40 мм. Свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) 8% от общей площади тарелки. Площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 20% от общей площади тарелки.

Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны по уравнению:

Δ p = Δ pсух+ Δ pσ+ Δ pпж

а) Верхняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

,

Где ζ=1,82- коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 7- 10%; ω0= 0,55/0,08= 6,875 м/с – скорость пара в отверстиях тарелки.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

,

Где - поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 880 С (у бензола и толуола практически одинаковое поверхностное натяжение); d0 = 0,004м – диаметр отверстий тарелки. Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

,

Высота парожидкостного слоя

hпж= hп+Δh

Величину Δh – высоту слоя над сливной перегородкой рассчитываем по формуле:

где Vж – объемный расход жидкости, м3/с; П – периметр сливной перегородки, м; k =ρпж/ρж – отношение плотности парожидкостного слоя (пены) к плотности жидкости, принимаем приближенно равным 0,5.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

где Мср = 0,7.78 + 0,3.92 = 82,2 – средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль.

Периметр сливной перегородки П находим, решая систему уравнений:

где R = 0,9 м – радиус тарелки, - приближенное значение площади сегмента.

Решение дает: П = 1,32 м; b = 0,289 м. Находим Δ h:

Высота прожидкостного слоя на тарелке:

hпж= hп+Δh=0,04 + 0,0042 = 0,0442 м

Сопротивление прожидкостного слоя:

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

Δ p = Δ pсух+ Δ pσ+ Δ pпж = 115 + 19,6 + 225 = 359 Па

б) Нижняя часть колонны: