Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол-толуол

Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол - толуол

Введение

изобарный бинарный ректификационный орошение

Ректификация бинарных систем является процессом разделения растворов на один или два практически чистых компонента путем осуществляемого в ректификационной колонне многократного двустороннего массообмена между движущимися противотоком парами и жидкостью.

Хотя в промышленной практике сравнительно редко встречаются случаи разделения двухкомпонентных систем, теория ректификации бинарных смесей имеет большое познавательное значение, ибо позволяет со всей отчетливостью выявить приемы и методы исследования процесса, происходящего в ректификационном аппарате, и представить результаты такого изучения на весьма наглядных расчетных диаграммах. Используя графические приемы, удается наиболее просто представить принципы расчета различных режимов работы колонны, носящие общий характер и равно приложимые и к более трудным случаям, когда разделению подвергается уже не бинарная, а значительно более сложная многокомпонентная система.

Взаимодействие фаз при ректификации представляет собой диффузию низкокипящего компонента из жидкости в пар и высококипящего компонента из пара в жидкость, обусловленную разностью концентраций компонентов в массообменивающихся потоках паров и жидкости. Основным условием эффективного обмена веществом между фазами является их как можно более интенсивный контакт.

Способ контактирования фаз внутри колонны: ступенчатый (на тарелках) или непрерывный (вдоль слоя насадки), оказывает существенное влияние на глубину достигаемого разделения и на методы анализа и расчета процесса в целом.

В насадочной колонне происходит типичный противоточный дифференциальный процесс - потоки флегмы и паров находятся в постоянном взаимодействии на поверхности насадки, перенос вещества между фазами идет непрерывно. Механизм работы насадочной колонны не состоит из отдельных самостоятельных ступеней, а представляет собой непрерывное изменение концентраций жидких и паровых потоков вдоль всей поверхности контакта фаз. Именно этой непрерывностью изменения составов и отличается насадочная колонна, осуществляющая истинный противоток паров и жидкости, от тарельчатой колонны, в которой составы фаз меняются скачком от одной ее тарелки к другой.

Если две неравновесные фазы, паровую и жидкую, привести во взаимный контакт и создать возможно более благоприятные условия для массопередачи, а затем после обмена веществом и энергией отделить эти фазы одну от другой каким-нибудь механическим способом, то всю такую операцию в целом принято называть одной ступенью контакта. Механизм работы тарельчатой колонны, взятый в чистом виде, состоит в том, что ее тарелки действуют как ряд вполне самостоятельных ступеней контакта для встречающихся и перемешивающихся паровых и жидких потоков. Существенно, что на тарелках колонны истинный противоток паров и флегмы полностью нарушается (чего не происходит в насадочной колонне), и контактирующие фазы обмениваются веществом и энергией вследствие стремления взаимодействующих сред к состоянию равновесия.

Чтобы установить эталон для оценки работы тарелок колонны, вводится понятие об идеальной контактной ступени или теоретической тарелке, характеризующейся тем, что в ходе массообмена взаимодействующие потоки достигают равновесного состояния.

Степень приближения контактирующих фаз к равновесию, реализуемая в практической ступени, условно определяется как ее эффективность или коэффициент полезного действия.

На тарелках ректификационной колонны, могущих иметь самую различную конструкцию, осуществляется интенсивное взаимодействие между восходящим паровым и нисходящим жидким потоками. В предельном случае работы тарелки энергообмен между соприкасающимися парами и жидкостью приводит к выравниванию их температур, в результате обмена веществом устанавливаются равновесные значения составов фаз, и процесс их взаимодействия прекращается, так как парожидкая система приходит в равновесное состояние. Пары и жидкость отделяются друг от друга, и процесс продолжается вследствие нового контактирования этих фаз уже на следующей ступени с другими жидкими и паровыми потоками.

В термодинамической теории массообменных процессов разделения при переходе от составов фаз в одном межтарелочном отделении к составам фаз в соседнем за количественную основу принимается гипотеза теоретической тарелки (ступени). Особенность этой теории состоит в том, что она не занимается вопросом о механизме процесса и не исследует диффузионной природы и кинетической картины явления массопередачи на контактной ступени. Теория массообменных процессов разделения, основанная на концепции теоретической тарелки (ступени), изучает предельные условия проведения процесса и устанавливает эталоны, сравнением с которыми можно получить правильное суждение о работе практического аппарата и о степени его отклонения от наиболее совершенного в данных условиях образца.

Гипотеза теоретической тарелки не воспроизводит в точности действительной картины явления, протекающего в контактной ступени, ибо основана на статическом представлении процесса. Тем не менее эта концепция позволяет осуществить анализ и расчет процесса разделения исходной смеси в ректификационной колонне и получить достаточно близкую к действительности картину реального процесса, несмотря на наше неумение вполне компетентно и всесторонне исследовать сложные явления массопередачи, происходящие на практической ступени контакта. Другим обоснованием целесообразности разработки термодинамической теории ректификации является установившийся, по-видимому, окончательно взгляд, согласно которому ис следование и определение эффективности практических ступеней разделения оказывается, как правило, задачей менее трудной, чем непосредственное изучение диффузионной картины процесса ректификации в реальной колонне. Таким образом, термодинамическая теория ректификации является пока первой ступенью общей теории ректификации

В процессе ректификации обогатительный эффект отдельно взятых контактных ступеней, недостаточный для получения желательной чистоты продуктов, увеличивается благодаря объединению группы ступеней, представляющие единый каскад - ректификационную колонну, в которой и обеспечиваются условия для достижения требуемой глубины разделения.

Цель расчета ректификационной колонны состоит в том, чтобы па основе анализа ее рабочего режима и процессов, происходящих на контактных ступенях, установить для каждой из них степень обогащения фаз и тем самым получить возможность судить о необходимом для назначенного разделения числе тарелок и о составах, количествах, температурах и давлениях потоков паров и флегмы по. всей высоте колонны при установившемся режиме ее работы.

1. Построение изобарных температурных кривых

Для построения кривых изобар нам необходимо знать зависимость между температурой t и давлением насыщенных паров компонента Р_i, поэтому воспользуемся эмпирическим уравнением Антуана:

lg P_i = A_i - B_i / (C_i+ t),             (1)

где А_i, В_i, С_i - эмпирические величины, постоянные для каждого компонента.

Для определения температур кипения бензола (низкокипящего компонента) t_КБ и толуола (высококипящего компонента) t_КТ, т.е. крайних точек изобарных температурных кривых, при заданном рабочем давлении уравнение Антуана нам надо решить относительно температуры t. Для этого вместо давления насыщенных паров компонента Р_i в уравнение подставим давление в середине колонны π, т.е.

t = B_i / (A_i - lg π) - C_i,             (2)_КБ = B_Б / (A_Б - lg π) - C_Б = 1214 / (4,031 - lg 1,47) - 221,205= 93,15°С;_КТ = B_Т / (A_Т - lg π) - C_Т = 1345 / (4,074 - lg 1,47) - 219,516= 124,765°С.

Далее в пределах рассчитанных температур кипения компонентов зададимся 8 температурами:

Δt =(t_КТ - t_КБ) / 7= (124,765 - 93,15) / 7=4,516°С;

t₁ =93,15

t₂ = 97,67°С

t₃ = 102,18°С

t₄ = 106,69°С

t₅ = 111,22°С

t₆ = 115,73°С

t₇ = 120,25°С

t₈=124,765°С

Давления насыщенных паров компонентов Р_Б и Р_Т найдем по уравнению (1):

При температуре t₁ = 93,15°C

P_Б1 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 93,15))} = 1,470 ата;

P_Т1 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 93,15))} = 0,592 ата.

При температуре t₂ = 97,67°C

P_Б2 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 97,67))} = 1,668 ата;

P_Т2 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 97,67))} = 0,682 ата.

При температуре t₃ = 102,18°C

P_Б3 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 102,18))} = 1,885 ата;

P_Т3 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 102,18))} = 0,782 ата.

При температуре t₄ = 106,69°C

P_Б4 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 106,69))} = 2,123 ата;

P_Т4 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 106,69))} = 0,893 ата.

При температуре t₅ = 111,22°C

P_Б5 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 111,22))} = 2,384 ата;

P_Т5 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 111,22))} = 1,017 ата.

При температуре t₆ = 115,73°C

P_Б6 = 10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 115,73))} = 2,668 ата;

P_Т6 = 10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 115,73))} = 1,153 ата.

При температуре t₇ = 120,25°C

P_Б7 =10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 120,25))} = 2,979 ата;

P_Т7 =10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 120,25))} = 1,304 ата.

При температуре t₈ = 124,765°C

P_Б8 =10^{(4,03129 - 1214,65 / (221,205 + 124,765))} = 3,315 ата;

P_Т8 =10^{(4,07427 - 1345,09 / (219,516 + 124,765))} = 1,469 ата.

Определим мольные доли бензола в кипящей жидкой фазе

x' = (π - Р_Т)/(Р_Б - Р_Т),              (3)

в равновесной паровой фазе

y' = К_Б · x' = Р_Б / π · x',          (4)

где К_Б - константа фазового равновесия бензола.

При температуре t₁ = 93,15°С

x'₁ = (1,47 - 0,592)/(1,47 - 0,592) = 1;

y'₁ = 1,47/1,47*1=1.

При температуре t₂ = 97,67°С

x'₂ = (1,47 - 0,682)/(1,668 - 0,682) = 0,809;

y'₂ = 1,668/1,47*0,809 = 0,912.

При температуре t₃ = 102,18°С

x'₃ = (1,47 - 0,782)/(1,885 - 0,782) = 0,633

y'₃ = 1,885/1,47*0,633 = 0,806.

При температуре t₄ = 106,69°С

x'₂ = (1,47 - 0,893)/(2,123 - 0,893) = 0,477;

y'₂ = 2,123/1,47*0,477 = 0,685.

При температуре t₅ = 111,22°С

x'₂ = (1,47 - 1,017)/(2,384 - 1,017) = 0,339;

y'₂ = 2,384/1,47*0,339 = 0,0,546.

При температуре t₆ = 115,73°С

x'₂ = (1,47 - 1,153)/(2,669 - 1,153) = 0,215;

y'₂ = 2,669/1,47*0,215 = 0,388.

При температуре t₇ = 120,25°С

x'₂ = (1,47 - 1,304)/(2,978 - 1,304) = 0,105;

y'₂ = 2,978/1,47*0,105 = 0,211.

При температуре t₈ = 124,765°С

x'₂ = (1,47 - 1,469)/(3,315 - 1,469) = 0,0;

y'₂ = 3,315/1,47*0,105 = 0,0.

Для построения кривой равновесия фаз и изобарных температурных кривых составим таблицу полученных данных:

Величины энтальпии для различных веществ в жидком и газообразном состоянии мы можем рассчитать по эмпирическим зависимостям от температуры t и относительной плотности ρ²⁰₄ вещества:

_i = [(0,403 + 0,000405·t) · t · (ρ²⁰₄) ^-1/2] · M, ккал / кмоль              (5)_i = [(50,2 + 0,109·t + 0,00014·t²) · (4 - ρ²⁰₄) - 73,8] · M, ккал / кмоль(6)

где h_i и H_i - энтальпии вещества в жидком состоянии и газообразном состоянии,

M - молярная масса вещества, кг/кмоль.

Найдем энтальпии бензола h_Б, H_Б и толуола h_Т, H_Т при различных температурах по уравнениям (5) и (6):

При температуре t₁ =93,15°C_Б1 = [(0,403 + 0,000405·93,15) · 93,15 · (0,879) ^-1/2] · 78,11 = 3415,48 ккал / кмоль;_Б1 = [(50,2 + 0,109·93,15 + 0,00014·93,15²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9231,62 ккал / кмоль;_Т1 = [(0,403 + 0,000405·93,15) · 93,15 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 4056,53 ккал / кмоль;_Т1 = [(50,2 + 0,109·93,15 + 0,00014·93,15²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 10957,11 ккал / кмоль.

При температуре t₂ =97,67°C_Б2 = [(0,403 + 0,000405·97,67) · 97,67 · (0,879) ^-1/2] · 78,11 = 3596,08 ккал / кмоль;_Б2 = [(50,2 + 0,109·97,67 + 0,00014·97,67²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11= 9380,95 ккал / кмоль;_Т2 = [(0,403 + 0,000405·97,67) · 97,67 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 4271,035 ккал / кмоль;_Т2 = [(50,2 + 0,109·97,67 + 0,00014·97,67²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11133,93 ккал / кмоль.   

При температуре t₃ = 102,18°C_Б3 = [(0,403 + 0,000405·102,18) · 102,18 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 3777,665 ккал / кмоль;_Б3 = [(50,2 + 0,109·102,18 + 0,00014·102,18²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 95,31,34 ккал / кмоль_Т3 = [(0,403 + 0,000405·102,18) · 102,18 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 4486,6958 ккал / кмоль;_Т3 = [(50,2 + 0,109·102,18 + 0,00014·102,18²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11312 ккал / кмоль.  

При температуре t₄ =106,69°C_Б4 = [(0,403 + 0,000405·106,69) · 106,69 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 3960,615 ккал / кмоль;_Б4 = [(50,2 + 0,109·106,69 + 0,00014·106,69²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9683,119 ккал / кмоль;_Т4 = [(0,403 + 0,000405·106,69) · 106,69 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 4703,984 ккал / кмоль;_Т4 = [(50,2 + 0,109·106,69 + 0,00014·106,69²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11491,72 ккал / кмоль. 

При температуре t₅ =111,22°C_Б5 = [(0,403 + 0,000405·111,22) · 111,22 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 4145,757 ккал / кмоль;_Б5 = [(50,2 + 0,109·111,22 + 0,00014·111,22²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 9836,964 ккал / кмоль;_Т5 = [(0,403 + 0,000405·111,22) · 111,22 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 4923,87 ккал / кмоль;_Т5 = [(50,2 + 0,109·111,22 + 0,00014·111,22²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11673,88 ккал / кмоль.   

При температуре t₆ =115,73°C_Б6 = [(0,403 + 0,000405·115,73) · 115,73 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 4331,455 ккал / кмоль;_Б6 = [(50,2 + 0,109·115,73 + 0,00014·115,73²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = = 9991,519 ккал / кмоль;_Т6 = [(0,403 + 0,000405·115,73) · 115,73 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 5144,426 ккал / кмоль;_Т6 = [(50,2 + 0,109·115,73 + 0,00014·115,73²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 11856,88 ккал / кмоль.

При температуре t₇ =120,25°C_Б7 = [(0,403 + 0,000405·120,25) · 120,25 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 4518,94 ккал / кмоль;_Б7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,25²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 10147,81 ккал / кмоль;_Т7 = [(0,403 + 0,000405·120,25) · 1220,25 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 5367,1 ккал / кмоль;_Т7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,25²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 12047,94 ккал / кмоль.

При температуре t₈ =124,765°C_Б7 = [(0,403 + 0,000405·124,765) · 124,765 · (0,8790) ^-1/2] · 78,11 = 4707,592 ккал / кмоль;_Б7 = [(50,2 + 0,109·124,765 + 0,00014·124,765²) · (4 - 0,8790) - 73,8] · 78,11 = 10305,31 ккал / кмоль;_Т7 = [(0,403 + 0,000405·124,765) · 124,765 · (0,8669) ^-1/2] · 92,14 = 5591,16 ккал / кмоль;_Т7 = [(50,2 + 0,109·120,25 + 0,00014·120,25²) · (4 - 0,8669) - 73,8] · 92,14 = 12228,43 ккал / кмоль.

Пренебрегая теплотой растворения, рассчитаем энтальпии жидкой и паровой фаз, имеющих равновесные составы (точнее, содержания бензола) x' и y' при заданной температуре t, по следующим уравнениям аддитивности:

для жидкой фазы

h = h_Б · x' + h_Т · (1 - x'),                   (7)

для насыщенных паров

H = H_Б · y' + H_Т · (1 - y'),                (8)

Имея все необходимые данные, проведем расчет с помощью электронных таблиц Excel.

Построим энтальпийную диаграмму, используя составленную таблицу рассчитанных данных.

2. Расчет однократного испарения

Рисунок 6 - Схема процесса однократного испарения (ОИ)

Материальный баланс процесса ОИ представим следующим образом

для всей системы

F = G_F + g_F,                   (13)

для низкокипящего компонента

F · x'_F = G_F · y^*_F + g_F · x^*_F,                (14)

где G_F и g_F - массовые расходы соответственно образовавшихся паров и жидкого остатка в кг/ч;

x^*_F и y^*_F - мольные доли бензола в равновесных жидкой и паровой фазах, полученных в результате однократного испарения сырья на входе в колонну.

Совместное решение приведенных уравнений даст нам выражение:

x'_F = e' · y^*_F + (1 - e') · x^*_F,                (15)

где e' = G'_F / F' - мольная доля отгона.

Процесс однократного испарения проанализируем при помощи кривой равновесия фаз, изобарных температурных кривых и энтальпийной диаграммы. Уравнение (15) представляет собой уравнение прямой:

если y^*_F = 0, то x^*_F = x'_F / (1 - e') = 0,47 / (1 - 0,5) = 0,94;

если x^*_F = x'_F, то y^*_F = x'_F = 0,47.

По кривой равновесия фаз и изобарным температурным кривым мы рассчитали составы равновесных фаз сырья x^*_F = 0,36 и y^*_F = 0,58, а также температуру сырья на входе в колонну t_F = 110,2°C.

e' = (x'_F - x^*_F) / (y^*_F - x^*_F) = (h_F - h_g) / (H_G - h_g),            (16)

где из диаграммы - h_F = 7425 ккал / кмоль, h_g = 4575 ккал / кмоль, H_G = 10500 ккал / кмоль.

e'=(0,47-0,36)/(0,58-0,36)=0,5

Уравнение (16) представляет собой уравнение прямой в отрезках. Если на энтальпийной диаграмме ноду сырья продолжим в обе стороны до значений x'_W и y'_D на оси абсцисс, то в результате мы можем определить минимальный теплоподвод Q_Bmin и минимальный теплоотвод Q_Dmin, соответствующие режиму минимального орошения. Для этого на энтальпийной диаграмме найдем минимальные удельные теплоподвод (Q_B/W)_min и теплоотвод (Q_D/D)_min:

(Q_B/W)_min = 9675 ккал / кмоль; (Q_D/D)_min = 11887,5 ккал / кмоль;

_Bmin = (Q_B/W)_min·W' = 135,974·9675 = 1315548,45 ккал/ч;

Q_Dmin = (Q_D/D)_min·D' = 11887,5·115,72 = 1375621,5 ккал/ч

Материальный баланс для ректификационной колонны

Рисунок 5 - Схема полной ректификационной колонны

Материальный баланс для ректификационной колонны можно выразить следующим образом:

для всей системы

F = D + W,          (9)

для низкокипящего компонента (бензола)

F' · x'_F = D' · y'_D + W' · x'_W,             (10)

где F и F' - производительность колонны соответственно в кг/ч и кмоль/ч,

D и D' - массовые расходы дистиллята соответственно в кг/ч и кмоль/ч,

W и W' - массовые расходы остатка в кг/ч и кмоль/ч.

Для перевода единицы измерения кг/ч в кмоль/ч рассчитаем средние молярные массы сырья M_F, дистиллята M_D и остатка M_W по правилу аддитивности:

M_F = M_Б · x'_F + M_Т · (1 - x'_F) = 78,11 · 0,47 + 92,14 · (1 - 0,47) = 85,42 кг/кмоль;

M_D = M_Б · y'_D + M_Т · (1 - y'_D) = 78,11 · 0,987 + 92,14 · (1 - 0,987) = 78,182 кг/кмоль;

M_W = M_Б · x'_W + M_Т · (1 - x'_W) = 78,11 · 0,03 + 92,14 · (1 - 0,03) = = 91,58 кг/кмоль.

Рассчитаем производительность ректификационной колонны в кмоль/ч:

F' = F / M_F = 21500 / 85,42 = 251,697 кмоль/ч.

Отсюда можно найти массовые расходы бензола F'_Б, F_Б и толуола F'_Т, F_Т в сырье:

F'_Б = F' · x'_F = 251,697 · 0,47 = 118,291 кмоль/ч;

F_Б = F'_Б · M_Б = 118,291 · 78,11 = 9227,166 кг/ч;

F'_Т = F' · (1 - x'_F) = 251,697 · (1 - 0,47) = 133,399 кмоль/ч;

F_Т = F'_Т · M_Т = 133,399 · 92,14 = 12272,146 кг/ч.

Для нахождения массовых расходов дистиллята D и остатка W воспользуемся правилом рычага, т.е. отношение массовых расходов двух любых продуктов прямо пропорционально отношению их неприлегающих отрезков:

D' / F' = (x'_F - x'_W) / (y'_D - x'_W),                  (11)

W' / F' = (y'_D - x'_F) / (y'_D - x'_W),                  (12)

Рассчитаем массовый расход дистиллята D' по уравнению (11):

D' = 251,697 · (0,47 - 0,03) / (0,987 - 0,03) = 115,72 кмоль/ч.

Отсюда можно найти массовые расходы D, D'_Б, D'_Т, D_Б, D_Т:

D = D' · M_D = 115,72 · 78,478 = 9047,22 кг/ч;

D'_Б = D' · y'_D = 115,72 · 0,987 = 114,215 кмоль/ч;

D'_Т = D' · (1 - y'_D) = 115,72 · (1 - 0,987) = 1,504 кмоль/ч;

D_Б = D'_Б · M_Б = 114,215 · 78,11 = 8908,77 кг/ч;

D_Т = D'_Т · M_Т = 1,504 · 92,14 = 138,368 кг/ч.

Аналогично рассчитаем массовые расходы W', W, W'_Б, W'_Т, W_Б, W_Т:

по уравнению (12):

W' = 251,697 · (0,987 - 0,47) / (0,987 - 0,03) = 135,974 кмоль/ч;

W = W' · M_W = 135,974 · 91,58 = 12452,498 кг/ч;

W'_Б = W' · x'_W = 135,974 · 0,03 = 4,079 кмоль/ч;

W'_Т = W' · (1 - x'_W) = 135,974 · (1 - 0,03) = 131,895 кмоль/ч;

W_Б = W'_Б · M_Б = 4,079 · 78,11 = 318,162 кг/ч;

W_Т = W'_Т · M_Т =131,895 · 92,14 = 12134,34 кг/ч.

Составим материальный баланс в виде таблицы:

3. Тепловой баланс колонны

изобарный бинарный ректификационный орошение

Без учета теплопотерь в окружающую среду все подведенное в колонну тепло: с сырьем (F·h_F) и в низ колонны через кипятильник (Q_B) отводится из колонны парами дистиллята (D·H_D), жидким остатком (W·h_W) и через конденсатор на верху колонны (Q_D).

F · h_F + Q_B = D · H_D + W · h_W + Q_D,                  (17)

Зная минимальный удельный теплоподвод (Q_B/W)_min, можем определить величину (Q_B/W):

(Q_B/W) = n'·(Q_B/W)_min,           (18)

где n' - коэффициент избытка теплоподвода.

(Q_B/W) = 1,29·9675 = 12480,75 ккал / кмоль.

Отсюда можем найти Q_B:

Q_B = (Q_B/W) · W' = 12480,75·135,974 = 1697057,5 ккал/ч.

Согласно правилу рычага F, W и D лежат на одной прямой, то по энтальпийной диаграмме можем определить (Q_D/D):

(Q_D/D) = 15334,875 ккал / кмоль.

Отсюда можем рассчитать Q_D:

Q_D = (Q_D/D) · D' = 15334,875·115,72 = 1774551,735 ккал/ч.

Из энтальпийной диаграммы определим энтальпию дистиллята и остатка H_D = 9262,5 ккал/ч и h_W = 5475 ккал/ч. Проверим сходимость теплового баланса по формуле (17):

F · h_F + Q_B = D · H_D + W · h_W + Q_D;

251,697·7425 + 1697057,5 = 115,72·9262,5 + 135,974·5475 + 1774551,735;

,725 = 3590865,885.

Расчет продолжаем, так как относительная погрешность сходимости теплового баланса составляет 0,69%.

4. Расчет режима полного орошения

Режим полного орошения - режим работы колонны, когда число теоретических тарелок в колонне N = N_min и флегмовое число R → ∞.

С помощью кривой равновесия фаз минимальное число тарелок N_min определяем путем построения ступенчатых линий между кривой равновесии фаз и диагональю. Построение начинаем с точки, характеризующей состав дистиллята, и завершаем у точки, характеризующей состав остатка.

Отсюда минимальное число теоретических тарелок N_min по кривой равновесия фаз равно 9.

Минимальное число теоретических тарелок в колонне можем также рассчитать аналитически по уравнению Фенске - Андервуда:

N_min = lg (y'_D / (1-y'_D) · (1-x'_W) / x'_W) / lg α_ср,                (28)

где α_ср - среднегеометрическое значение относительной летучести:

α_ср = (α_В · α_Н)^1/2,            (29)

Относительная летучесть представляет собой отношение давлений насыщенных паров бензола и толуола:

α = P_Б / P_T,           (30)

Рассчитаем относительную летучесть вверху α_В и внизу α_Н колонны:

При температуре t_В = 94°С

P_БВ = 1,4925 ата; P_ТВ = 0,6 ата;

α_В = P_БВ / P_TВ = 1,4325 / 0,6 = 2,4875.

При температуре t_Н = 123,2°С

P_БН = 3,195 ата; P_ТН = 1,41 ата;

α_Н = P_Бн / P_TН = 3,195 / 1,41 = 2,2659.

По уравнению (29): α_ср = (α_В · α_Н)^1/2 = (2,2659·2,4875)^1/2 = 2,3744.

Отсюда находим минимальное число тарелок по формуле (28):

N_min = lg (0,987 / (1-0,987) · (1-0,03) / 0,03) / lg 2,3744 = 9,028 ≈ 9

5. Расчет числа теоретических тарелок по кривой равновесия фаз

Уравнение (23) мы можем также записать в следующем виде:

y'_n = R_n-1 / (R_n-1 + 1) · x'_n-1 + y'_D / (R_n-1 +1),                  (27)

Уравнение (27) представляет собой уравнение рабочей линии для кривой равновесия фаз. При R = const рабочая линия будет прямой. Рабочая линия на кривой равновесия характеризует взаимосвязь между составами встречных неравновесных потоков пара и жидкости в верхней части колонны.

Проведем рабочую линию для режима минимального орошения через точки F и D, которая отсекает на ординате отрезок, равный отношению:

y'_D / (R_min + 1) = 0,35,

где R_min - минимальное флегмовое число. R_min = 0,987/ 0,35 - 1 = 1,82. Режим минимального орошения - работа ректификационной колонны, когда флегмовое число R = R_min и число тарелок N → ∞.

Так как нам известен коэффициент избытка орошения (он примерно равен коэффициенту избытка тепла, отводимого орошения), то можем определить рабочее флегмовое число:

R_раб = n' · R_min = 1,29 · 1,82 = 2,3478.

Далее находим ординату точки B при x' = 0, соответствующую отношению:

y'_D / (R_раб + 1) = 0,987 / (2,3478 +1) = 0,295.

Теперь через точки D и B проводим прямую, которая является рабочей линией концентрационной части колонны для режима рабочего орошения и пересекает линию сырья. Через точку пересечения и точку W проводим прямую - рабочую линию отгонной части для режима рабочего орошения.

Расчет числа теоретических тарелок в концентрационной и отгонной частях проводим, строя ступенчатую линию между кривой равновесия и соответствующими рабочими линиями. Переход от одной части колонны к другой осуществляем при помощи рабочей линии зоны питания a - b.

Отсюда число теоретических тарелок N_теор. по кривой равновесия фаз равно 17.

Можно проводить расчет, используя паровое число.

(П_min+x'_w)/ (П_min+1)=0,6125

Откуда П_min= 1,503

П_раб= П_min·n׳=1,503·1,29=1,939

(П_раб+x'_w)/ (П_раб+1)=(1,939+0,03)/(1,939+1)=0,67

6. Расчет числа теоретических тарелок по тепловой диаграмме

Рассмотрим материальный и тепловой балансы для верхней части колонны в произвольном сечении:

материальный баланс для верхней части:

G_n = g_n-1 + D,                (19)

где G_n и g_n-1 - встречные неравновесные потоки соответственно пара и жидкости.

материальный баланс для НКК:

G_n · y'_n = g_n-1 · x'_n-1 + D · y'_D,           (20)

тепловой баланс:

G_n · H_n = g_n-1 · h_n-1 + D · H_D + Q_D,            (21)

Рисунок 7 - Схема потоков в верхней части ректификационной колонны

Так как выражение (21) состоит из 4 членов, то оно не подчиняется правилу рычага. Преобразуем данное выражение:

G_n · H_n = g_n-1 · h_n-1 + D · (H_D + Q_D / D),_n · H_n = g_n-1 · h_n-1 + D · H^*_D,                  (22)

где H^*_D - условная энтальпия дистиллята.

Приняв во внимание уравнение (19), мы можем также записать уравнения (20) и (22) в следующем виде:

R_n-1 = g_n-1 / D = (y'_D - y'_n) / (y'_n - x'_n-1) = (H^*_D - H_n) / (H_n - h_n-1),       (23)

где R_n-1 - флегмовое число.

Отсюда можно сделать вывод, что точки, характеризующие встречные неравновесные потоки пара и жидкости, лежат на одной прямой (рабочей линии) вместе с точкой, характеризующей дистиллят D. Этих рабочих линий столько, сколько встречных потоков и все они выходят их т. D - полюса.

Поскольку при расчете числа тарелок по энтальпийной диаграмме надо знать положение соответствующих нод, определяющих равновесные концентрации флегмы (жидкости) и паров, для фиксации их положения совместно используют энтальпийную диаграмму и изобарные температурные кривые.

Абсцисса y'_D определяет положение т. D (отвечает энтальпии паров дистиллята) на тепловой диаграмме и на изобарной кривой конденсации (определяет температуру паров дистиллята). Концентрация НКК x'₁ в жидкости, стекающей с первой теоретической тарелки и находящейся в равновесии с парами дистиллята, определяется абсциссой т. g₁, находящейся на изобарной кривой испарения. Линия D - g₁ отвечает ноде на изобарном графике. Точке g₁ на изобарном графике соответствует т. g₁ на энтальпийном. Линия D - g₁ отвечает ноде на энтальпийном графике. Проведя рабочую линию через полюс - т. D и т. g₁, получим - на пересечении этой линии с кривой энтальпии паров - т. G₂, которая определяет состав паров, поднимающихся со второй тарелки концентрационной части колонны.

Расчет ведем от тарелки к тарелке по направлении к зоне питания. Каждая нода соответствует одной теоретической тарелке. Расчет заканчиваем тогда, когда какая-то рабочая линия пересечет на энтальпийной диаграмме ноду сырья. Число теоретических тарелок в верхней части колонны N_теор(в) = 8.

Аналогичный расчет проводим для нижней части колонны. Чило теоретических тарелок в нижней части колонны N_теор(н) = 8.

7. Построение профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны

Для построения профиля температур и профиля концентраций по высоте колонны определим температуру и составы равновесных фаз для каждой теоретической тарелки по изобарным кривым и составим таблицу полученных данных:

8. Расчет жидкостных и паровых нагрузок по высоте колонны

Флегмовые R_n и паровые П_n числа соответственно для концентрационной и отгонной частей ректификационной колонны определим по тепловой диаграмме как отношения отрезков:

R_n = g_n / D = G_n+1D / g_nG_n+1 и П_n = G_n / W = Wg_n+1/ g_n+1G_n

т.е.    для 1 тарелки: R₁ = g₁ / D = 20,5/7,85=2,611

для 8׳ тарелки: П_8׳ = G₈ / W = 16,8 / 8,9 = 1,888.

По рассчитанным данным можем определить мольные расходы жидкости g_n и пара G_n:

для концентрационной части колонны:

g׳_n = R_n · D',                  (31)

G׳_n+1=G׳_n+g׳_n-g_n-1',                   (32)

для отгонной части колонны:

g׳_n+1 = G׳_n+g_n'-G׳_n-1                  (33)

G׳_n = П_n · W',                (34)

т.е.    для 1 тарелки: g₁ = 2,611 · 115,72 = 302,1449 кмоль/ч;

G₁ = 115,72 кмоль/ч;

для 8׳ тарелки: g_8׳ = 251,14+387,7978-388,47 = 387,118 кмоль/ч;

G_8׳ = 1,846 ·135,974 = 251,01 кмоль/ч.

Найденные мольные расходы пересчитываем в массовые, используя следующие уравнения:

g = g_n · M_gn,                   (35)= G_n · M_Gn.             (36)

где M_gn и M_Gn - средние молярные массы соответственно равновесных потоков жидкости и паров, покидающих n - ную тарелку, кг /кмоль.

M_gn = M_Б · x'_n + M_Т · (1 - x'_n),           (37)

M_Gn = M_Б · y'_n + M_Т · (1 - y'_n),          (38)

Для 1 тарелки:    M_g1 = 78,11 · 0,955 + 92,14 · (1 - 0,955) = 78,29 кг/кмоль;

M_G1 = 78,11 · 0,987 + 92,14 · (1 - 0,987) = 78,74 кг/кмоль;

g = 302,14 · 78,29 = 23791,3 кг/ч;

G = 115,72 · 78,74 = 9059,995 кг/ч.

Составим таблицу полученных данных (расчет произведен с помощью электронных таблиц Excel):

9. Расчет фактического числа тарелок

В реальности поведение газов и растворов в той или иной степени отклоняется от поведения идеальных газов и растворов. Величиной, учитывающей отклонение реального от идеального поведения, служит коэффициент полезного действия тарелки. Число фактических тарелок определяется из соотношения:

N_Ф = N-1 / η,                 (47)

где N_Ф - число фактических тарелок; N - число теоретических тарелок; η - КПД тарелки и η = 0,5 ÷ 0,7 для укрепляющей части колонны и η = 0,3 ÷ 0,5 для отгонной.

Принимаем КПД тарелки η_укр = 0,6

η_отг = 0,4

Число фактических тарелок в верхней части колонны:

N_В = (8-1)/ 0,6 = 12.

Число фактических тарелок в нижней части колонны:

N_Н = (8 - 1) / 0,4 = 18.

Итак, в верхней части колонны - 12 тарелок, а в нижней - 18 тарелок.

10. Расчет высоты колонны

Из опыта эксплуатации принимаем расстояние между тарелками h = 500 мм. Высота колонны рассчитываем по следующей формуле:

H = H₁ + H₂ + H₃ + (N - 2) · h,                  (48)

где N - число фактических тарелок в колонне. N = 30.

H₂ - высота зоны питания, м; H₃ - высота для самотека, м;

H₁ - высота для распределения орошения, м.

Из опыта эксплуатации принимаем H₂ = 1 м; H₃ = 1 м; H₁ = 1 м.

H = 1 + 1 + 1 + (30 - 2) · 0,500 = 12 м.

Итак, высоту колонны принимаем H = 12000 мм.

. Расчет диаметра колонны

Диаметр колонны рассчитывается по максимальной паровой нагрузке в верхней части колонны (из профиля паровых и жидкостных нагрузок максимальная паровая нагрузка у верхней(2) тарелки):

w_доп = 0,85 · 10^-4 · С · ((ρ^t_g - ρ_G) / ρ_G)^1/2,             (45)

где w_доп - допустимая скорость паров в полном сечении колонны, м/с;

ρ^t_g - плотность жидкости, стекающей с первой(2) тарелки. ρ^t_g = 831,16 кг/м³;

ρ_G - плотность пара, поступающего со второй(3) тарелки. ρ_G = 3,8265 кг/м³;

С - коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелок, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости σ. С=900.

Рассчитаем объемный расход паров следующим образом:

V_G2 = G / ρ_G2,                (39)

где ρ_G - плотность паров.

ρ_G2 = M_G2 / 22,4 · T₀ / (T₀ + t₂) · π,            (40)

где T₀ - температура при н.у. T₀ = 273 K.

ρ_G2 = 78,6011 / 22,4 · 273 / (273 + 95) · 1,47 = 3,8265 кг/м³;

V_G2 = 32844,62 /3,8265 = 8583,244 м³/ч.

ρ^t_gn = (ρ²⁰_{4 g} - α · (t_n - 20)) · 1000,              (42)

где α - средняя температурная поправка:

α = 0,001828-0,00132 · ρ²⁰_{4 g}

ρ²⁰_{4 g} - относительная плотность жидкости при 20°С.

ρ²⁰_{4 g} = 1 / (x_n / ρ²⁰_{4 Б} + (1 - x_n) / ρ²⁰_{4 Т}),                (43)

где ρ²⁰_{4 Б} и ρ²⁰_{4 Т} - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; x_n - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.

x_n = M_Б / M_gn · x'_n,                  (44)

x₂ = 78,11 / 79,3727 · 0,910 = 0,8955;

ρ²⁰_{4 g} = 1 / (0,8955 / 0,8790 + (1 - 0,8955) / 0,8669) = 0,878;

α = 0,001828-0,00132 · 0,878 = 0,00067

ρ^t_g2 = (0,878 - 0,00067 · (95 - 20)) · 1000 = 831,16 кг/м³;

d_K = (V_G2 / (0,785 · w_доп))^1/2,             (46)

где d_K - диаметр колонны, м; V_G1 - максимальная паровая нагрузка.

V_G = 8583,244 м³/ч = 2,384 м³/с.

Выбираем тарелки колпачкового типа. При максимальных нагрузках для колпачковых тарелок, расстояние между которыми принимаем h_T = 500 мм.

w_доп = 0,85 · 10^-4 · 900 ·((831,16 - 3,8265) / 3,8265)^1/2 = 1,125 м/с;

d_K = (2,384 / (0,785 · 1,125₎)^1/2 = 1,643 м.

Принимаем диаметр верхней части колонны d_K = 1,8 м.

12. Расчет диаметра штуцеров

Расчет диаметра штуцера для ввода жидкостного орошения

Парциальный конденсатор принимают эквивалентным одной теоретической тарелке. Для определения объемного расхода орошения необходимо рассчитать плотность и поток флегмы стекающий с первой тарелки:

gop = gl

Теперь рассчитаем удельный расход жидкости по следующим формулам:

V_gn = g_n / р^t_g (48)

где p'_g - плотность жидкости при температуре t_n, которая представляет собой:

p^t_g = (р²⁰_4g-a*(t_n-20)*1000 (49)

где а - средняя температурная поправка, а = 0,001828 - 0.00132 • р²⁰₄;

р²⁰_{4 g} - относительная плотность жидкости при 20°С.

P²°_4g = 1 / (Х_П / Р²°_4Б + (1 - Х») / _Р²°_4Т), (50)

где р²°_{4 б} и р²°_{4 т} - относительные плотности соответственно бензола и толуола при 20°С; х_п - массовая доля бензола в жидкости, стекающей с n - ной тарелки.

х_п = М_Б / M_gn • х'_п, (51)

Произведем расчет объемного расхода жидкости V_g для 1 тарелки по вышеперечисленным формулам:

х, = 78/ 78,74 -0,955 = 0,946;

p²⁰_4g = 1 / (0,946/ 0,8790 + (1 - 0,946) / 0,8669) = 0,8784;

а = 0,00 1 828 - 0.00 1 32 • 0,8784=6,6851 • 10⁴;

p ^t_g, = (0,8784 - 6,6851*10⁴ - (94,0 - 20)) • 1000 = 828,930 кг/м³;

V_g = 23791,3/ 828,930 = 28,7 м³/ч.

Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле, аналогично расчету диаметра аппарата:

d_w=(V_g/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2

где w_Aon - допускаемая скорость жидкости, из опыта эксплуатации w_доп⁼l-3 м/с.

d=(28,7/(0,785*2*3600^))0,5= 0,0713 м

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 80 мм

13. Расчет диаметра штуцера вывода паров из колонны

d=(V/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2

где V - объемный расход паров, поднимающиеся со второй тарелки:

V=Gn₂/ p^t2_G=32844,62/3,8265=8583,4627 м³/ч

w_доп - допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации w_доп⁼20-25 м/с

d = (8583,4627/(0,785*20*3600))^1/2=0,3897

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 400 мм.

14. Расчет диаметра штуцера ввода паров из ребойлера

d = (V/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2

где V - объемный расход паров, поднимающиеся с 16-ой тарелки:

V=G_П16/p^t16_G

p_g - плотность пара, уходящего с 16-ой тарелки.

p_Gn = M_Gn / 22,4 • То / (То + t_n) • п / п₀, (52)

где Т₀ и п₀ - температура и давление при н.у. Т₀ = 273 К, п₀ = 760 мм рт. ст.; п - давление в середине колонны, мм рт. ст.

p^t2_G - 90,0527 / 22,4 • 273 / (273 +123,2) • 1117,2 / 760=4,1173 кг/м³.

V=23374,94/4,1173 = 5677,278м³/ч.

w_доп - допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации w_доп=20-25 м/с.

d = (5677,278/(0,785*20*3600))^1/2=0,317

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 350 мм.

15. Расчет диаметра штуцера для вывода остатка

V_g = 0,785 • w_доп • d²_w, (53)

где V_g - объемный расход жидкости, стекающей с предпоследней теоретической

V_g = g₁₅/P^tl5_g

Произведем расчет объемного расхода жидкости V_g для 13 тарелки по вышеперечисленным формулам:

х₁₅ = 78/91,2982*0,06 = 0,0513;

P²⁰_4g = 1 / (0,0513/ 0,8790 + (1 - 0,0513) / 0,8669) = 0,8676;

а = 0,001828 - 0,00132 - 0,8676=6,8277-10^-4;

p^t_gl5 = (0,8676 - 6,6851 - Ю»⁴ - (121.8 -20)) • 1000 = 798,094 кг/м³;

V_g =35852,16/ 798,094 = 44,922 м³/ч.

w_доп - допустимая скорость жидкости, из опыта эксплуатации w_доп=0,2-0,8 м/с.

d_w - диаметр штуцера, м.

d_w=(V_g/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2.

Принимаем w_доп = 0,5 м/с.

d_w= (44,922 / (0,785 • 0,5 • 3600))^1/2 = 0,1783 м.

Принимаем диаметр штуцера d_w = 200 мм.

. Расчет диаметра штуцера ввода сырья

Удельный расход сырья принимается как сумма расходов жидкости и пара:

V^F_общ - = V^F_ж + V^F_п

Определим мольный расход сырьевого пара:

g_f =е' * F^/=0,5-251,697=125,8485 кмоль/ч;

Молярный вес сырьевого пара:

M_GF = М_Б • y*'_F+ М_т • (1 - y*V)= 78 • 0,58 + 92 • (1 - 0,58)=83,88 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевого пара:

G_F= g_f’* M_G = 125,8485 • 83,88=10556,172 кг/ч;

Объемный расход сырьевого пара:

V_GF = G_F* 22,4 - (t_F +273)/ (M_Gf *273*п)

где t_F=99,4°C - температура сырья на входе в колонну.

V_GF = 10556,172*22,4*(110,2+273)/(83,88*273*1,47) = 2697,79м³ /ч = 0,749 м³ /с.

Мольный расход сырьевой жидкости:

g_F^;= F' - (1 - e⁷)=251,697*(l - 0,5)=125,8485 кмоль/ч;

Молярный вес сырьевой жидкости:

M_gF = М_Б • x*'_F+ М_т • (1 - x*'_F)=78 • 0,4+ 92 • (1 - 0,4)=86,4 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевой жидкости:

gF=g_F^/ - M_gF=125,8485*86,4=l 0873,31 кг/ч;

Плотность сырьевой жидкости при 20°С:

Р²°4 _g = 1 / (x_F */ р²⁰_{4 б} + (1 - xf*) / _Р²°_{4 т}),

где x_F*= М_Б- x _F ^*/ / М_Б - x_f^*/+ М_т • (1 - x_F^*/)=78-0,4/78-0,4+92 (l - 0,4)=0,361,

p²⁰_4g= 1 /(0,361 /0,8790 + (1 -0,361) /0,8669)=0,8712,

а = 0,001828 - 0,00132 • 0,8712=6,7797*10⁴;

p ^t_gF = (0,8712 - 6,7797*10⁴ * (99,4 - 20)) • 1000 - 817,368 кг/м³;

Объемный расход сырьевой жидкости:

Vg_F= g_F/ pt_gF=10873,31/817,368=13,303 м³/ч или 3,695*l0-³ м³/с

Суммарный расход жидкости и пара сырья:

V^F_o6ui= V^F_ж+ V^F_п= 3,695*10^-3 +0,749=0,756 м³/с.

Пусть скорость сырья в штуцере w=10 м/с, тогда диаметр штуцера:

d= (0,756 / (0,785 • 10))^1/2=0,310 м

Принимаем диаметр штуцера d= 350 мм.

Заключение

Рассчитали основные показатели работы и размеры ректификационной колонны графометрическим методом: число теоретических тарелок в колонне N_теор = 16, число фактических тарелок вверху колонны N_в = 18, число фактических тарелок внизу колонны N_н = 18, диаметр колонны d_К = 1,8 м, высота колонны H = 12 м, поверхность кипятильника F =219,297 м², поверхность конденсатора - холодильника F = 263,85 м².

Выводы

В ходе работы по заданным параметрам (подача сырья, содержание бензола в сырье, дистиллята и др.) был проведен расчет процесса ректификации и ректификационной колонны.

В процессе работы получены следующие результаты:

число теоретических тарелок 16

в концентрационной части 8

в отгонной части 8

число фактических тарелок 36

высота аппарата 12000 мм

диаметр колонны: 1800 мм

Диаметры штуцеров:

штуцер для ввода орошения 80 мм

штуцер вывода паров из колонны 400 мм

штуцер ввода паров из ребойлера 350 мм

штуцер для самотека 200 мм

- штуцер для подачи сырья 350 мм

Поверхность конденсатора - холодильника: 263,85 м².

Расход воды: 123373,1 кг/ч.

Поверхность кипятильника: 224,536 м².

Расход пара: 3192,457 кг/ч.

Литература:

1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. - Москва: Химия, 1971 г.

2.      Скобло А.И., Трегубова И.А., Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. - Москва: Химия, 1982 г.

.        Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Ленинград: Химия, 1987 г.