Введення
    Ректифікація - масообмінних процес, який здійснюється в протівоточних колонних апаратах з контактними елементами (насадки, тарілки). У процесі ректифікації відбувається безперервний обмін між рідкої і парової фазою. Рідка фаза збагачується більш високою компонентом, а парова фаза - більш низькокиплячі. Процес масообміну відбувається по всій висоті колони між стікає вниз флегмою і піднімається вгору парою. Що інтенсифікувати процес масообміну застосовують контактні елементи, що дозволяє збільшити поверхню масообміну. У разі застосування насадки рідина стікає тонкою плівкою по її поверхні, у випадку застосування тарілок пар проходить через шар рідини на поверхні тарілок. У даній роботі наведено розрахунок тарельчатий ректифікаційної колони для поділу бінарної суміші бензол - толуол.
    
     1 Особливості розрахунку тарельчатий ректифікаційної колони
    Як правило, розрахунок ректифікаційної колони виробляється для заданих: складі вихідної суміші, кубового залишку, дистиляту, продуктивності і робочому тиску в колоні.
    На початку визначається матеріал баланс колони і робоче флегмового число. Для цього використовується діаграма y-x. Потім підбирається тип тарілок, визначається швидкість пара, діаметр колони, коефіцієнти массопередачі, висота колони, гідравлічний опір тарілок. Після цього можна провести розрахунок експлуатаційних властивостей, а також економічні показники її використання.
    
     2 Приклад розрахунку ректифікаційної колони для перегонки суміші бензол - толуол
    
    Для прикладу, розрахуємо колону при утриманні легколетучего компонента (тобто бензолу) у вихідній суміші 35% (мас.), в дистиляті 98%, в кубовою рідини 1,7%. Продуктивність по вихідної суміші 5кг/с.
     2.1 Матеріальні розрахунки
     2.1.1 Матеріальний баланс колони
    Продуктивність по дистиляти P і кубових залишків W визначається з рівняння матеріального балансу ректифікаційної колони:
    
    (1)
    Звідки:
     (2)
     (3)
    Всі розрахунки в даному випадку ведуться для легкокіпящего компонента, а значить х є концентрація бензолу. Для подальших розрахунків необхідно перерахувати склади фаз з масових у молярний за співвідношенням:
    (4)
    де x - мольна частка компонента А,
    - Масова частка компонента А,% (мас.)
     МА - мольна маса компонента А,
     МВ - мольна маса компонента В,
    Підставивши молярний маси бензолу і толуолу отримуємо:
    
    
    
     2.1.2 Визначення робочого флегмового числа
    Навантаження ректифікаційної колони по пару і рідини визначаються значенням робочого флегмового числа R. Флегмового число являє собою відношення кількості флегми до кількості дистиляту. Воно може знаходитися в інтервалі від Rmin до?. При мінімальному флегмового числі можна отримати максимальну кількість дистиляту, але число тарілок стає нескінченно великим. Якщо флегмового число прийняти рівним нескінченності, то вийде, що колона працює сама на себе. При флегмового числі менше мінімального ми ні за яких умов не зможемо отримати кінцевий продукт із заданими властивостями.
      
Малюнок 1
Діаграма "рідина-пар" для суміші бензол-толуол
    Взагалі флегмового число відображає кут нахилу робочої лінії до осі абсцис для верхньої частини колони і входячи в рівняння робочої лінії. Рівняння робочої лінії для верхньої частини колони виглядає як:
(5)
     yD, як втім і yW визначаються рівними xD і xW відповідно. Інакше кажучи передбачається що склад парової і рідкої фази однаковий як для низу так і для верху колони. Все це можна побачити на малюнку 1.
    Мінімальна флегмового число визначається за такою формулою:
    (6)
    де - мольна частка спирту в парі, що знаходиться в рівновазі з вихідною сумішшю, визначається за yx діаграмі.
    Тоді:
    
    Робоче значення флегмового числа приймемо рівним 2,1. Для визначення робочого флегмового числа існує багато рекомендацій, ми їх втрачаємо, але їх можна знайти в [3].
     
     2.1.3 Побудова робочої лінії на діаграмі "рідина - пара".
    Робоча лінія процесу ректифікації, на відміну від процесу абсорбції, являє собою сукупність робочих ліній для верхньої і для нижньої частини колони і характеризується зламом в точці відповідної складу живильної суміші.
    Для верхньої частини колони можна скористатися рівнянням (5), а для нижньої частини колони існує рівняння:
     (6)
    Вид робочої лінії представлений на все тому ж малюнку 1.
    
     2.1.4 Визначення середнього масової витрати по рідини
    Середні масові витрати по рідини для верхньої та нижньої частин колони визначаються із співвідношень:
    (7)
    (8)
    де МP і МF - молярний маси дистиляту та вихідної суміші,
     МВ та МН - молярний маси рідини у верхній і нижній частинах,
    Мольна маса рідини у верхній і нижній частинах колони відповідно
    дорівнює:
    (9)
    (10)
    де Мб і Мт - молярний маси бензолу і толуолу
     xср.в і xср.н - середній молярний склад рідини відповідно у верхній і нижній частинах колони:
    
    
    Тоді
    
    
    Аналогічно знаходиться мольна маса вихідної суміші:
    
    Молярний масу дистиляту можна прийняти рівною мольної масі бензолу.
    Підставивши результати співвідношення в (7) і (8) отримуємо:
    
    
     2.1.5 Визначення середнього масової витрати по пару
    Середні масові потоки пара у верхній і нижній частинах колони
    відповідно рівні:
    (11)
    (12)
    де і - середні молярний маси парів у верхній і нижній частинах колони:
    (13)
     (14)
    де середні значення складу парової фази розраховуються аналогічно рідкій фазі і рівні:
    
    
    Тоді з формул (13) і (14) слід
    
    
    Підставивши результати в (11) та (12) отримуємо:
    
    
    
     2.2 Швидкість пара і діаметр колони
    
    На цій стадії необхідно вибрати тип тарілки. Оскільки передбачається, що рідина не містить зважених часток виберемо використовуємо сітчатие тарілки.
    
    Допустима швидкість у верхній і нижній частині колони визначається за формулою:
     (15)
    Оскільки щільності бензолу і толуолу близькі, то щільність рідкої фази може бути наближено визначена як 796 кг/м3.
    Середня щільність пари для нижньої і для верхньої частини колони може бути визначена за формулою:
     (16)
    де t - температура для верхнього або для нижньої частини колони.
    Температура в колоні, в свою чергу, визначається по діаграмі t - x, y, яку можна побачити на малюнку 2.
    
Малюнок 2
 Діаграма t - x, y
    За середнім складом фаз визначимо температуру у верхній частині колони 89? С, в нижній частині колони 102 ° С.
    Тоді за формулою (16) розраховуємо щільність парової фази відповідно в нижній і верхній частині колони.
    
    
    Зараз можна розрахувати допустимі швидкості як у верхній, так і в нижній частині колони:
    
    
    Діаметр колони може бути визначений за формулою:
     (17)
    Діаметр колони приймається однаковим по всій її висоті і як правило дорівнює більшій з визначених. Проте, в даному випадку відмінності між швидкостями у верхній і нижній частині колони не великі тому можна використовувати середні значення:
    
    
    
    Підставивши їх у формулу (17) отримаємо:
    м
    Прийнявши стандартний розмір обичайки рівним 1,8 м уточнимо робочу швидкість пара. Вона буде рівною 0,82 м/с.
    На даному етапі необхідно вибрати тарілку з ряду стандартних. Опускаючи процес вибору, зазначимо, що це тарілка ТС-Р з нижче наведеними характеристиками:
Діаметр отворів в тарілці d0 8мм
Крок між отворами t 15мм
Вільне перетин тарілки Fc 18,8%
Висота переливного порога hпер 30мм
Ширина переливного порога b 1050мм
Робоче перетин тарілки Sт 2,294 м2
    Швидкість пари в робочому перетині тарілки:
    
    
     2.3 Визначення висоти колони
    
    Кількість тарілок в колоні може бути визначено або за кількістю теоретичних тарілок, або по кінетичної кривої.
    
     2.3.1 Визначення висоти колони за кількістю теоретичних тарілок
    Суть цього методу зводиться до побудови ступенів на діаграмі y - x. Кожна ступінь являє собою одну тарілку. При побудові передбачається, що на кожній тарілці досягається рівновага між рідкої і парової фазою. Реалізацію цього методу можна побачити на малюнку 3
      
Малюнок 3
 Визначення числа теоретичних тарілок
    Як видно число теоретичних тарілок в даному випадку становить 8 для нижньої частини колони і 7 для верхнього, у сумі 15. Для визначення дійсного числа тарілок це число потрібно поділити на к.к.д. окремо взятої тарілки. Незважаючи на те, що існують методи оцінки к.к.д. тарілок, цей метод не є точним, оскільки для кожної тарілки к.к.д. може відрізнятися від середнього.
    Висота колони визначається виходячи з числа дійсних тарілок і відстані між тарілками. Зазвичай відстань між тарілками стандартизовано і може бути вибране з каталогу.
    
     2.3.2 Визначення висоти колони по кінетичної кривої
    Даний метод точніше ніж попередній. Він полягає у визначенні ефективності тарілок по Мерфі з урахуванням поздовжнього перемішування, межтарельчатого уноса і частки байпасірующей рідини. Для визначення значень ефективності тарілок використовуються критеріальні рівняння, які тут не наводяться, внаслідок їх громіздкість та вузької спеціалізації.
    Знаючи ефективність по Мерфі, можна визначити концентрацію легколетучего компонента в парі на виході з тарілки yк за співвідношенням:
     (18)
    Виходячи з цієї формули на діаграмі y - x будується кінетична крива, що представляє собою залежність yк від x, а потім аналогічно попередньому методу графічно шикуються щаблі. Графічну ілюстрацію цього методу можна побачити на малюнку 4.
      
Малюнок 4
Побудова кінетичної кривої та визначення дійсного числа тарілок
    У результаті ми отримали 9 тарілок в нижній частині колони і 9 у верхній. Прийнявши відстань між тарілками 0,5 м, відстань між нижньою тарілкою і дном 2м, відстань між верхом колони і верхньою тарілкою 1м, отримаємо повну висоту колони 11,5 м.
     Висновок
    Ми коротко описали процес розрахунку ректифікаційної колони для розділення бінарних сумішей. Процес розрахунку або проектування на цьому не закінчується. Надалі розраховується гідравлічний опір колони і підбирається допоміжна апаратура.
    Проте, варто відзначити, що для масообмінних процесу, яким є процес ректифікації, в першу чергу необхідно описати обмін між фазами. Робиться це за допомогою діаграми стану "рідина-пар", якою ми намагалися приділити підвищену увагу, можливо, на шкоду іншим, не менш важливим сторонам процесу.
    
    Список використаної літератури
1. Гельперін Н.І. Основні процеси іаппарати хімічної технології - М.: Хімія, 1981.
2. Кувшінскій М.Н., Соболєва А.П. Курсове проектування з предмету "Процеси та апарати хімічної промисловості". М.: Вища школа, 1980.
3. Основні процеси та апарати хімічної технології: Посібник з проектування/Г.С. Борисов, В.П. Бриков, Ю.І. Дитнерскій та ін Под ред. Ю.І. Дитнерского, М.: Хімія, 1991.
4. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Приклади і задачі по курсу процесів і апаратів хімічної технології. Навчальний посібник для вузів/За ред. чл.-кор. АН СРСР П.Г. Романкове. Л.: Хімія, 1987.
5.
    



6