Расчет ректификационных установок: учебное пособие

ОГЛАВЛЕНИЕ
Введение ............................................................................................................ 4
1. Порядок расчета колонных аппаратов ................................................... 6
2. Расчет ректификационной установки
непрерывного действия ............................................................................... 17
2.1. Расчет тарельчатой ректификационной колонны ............................. 18
2.1.1. Расчет колонны с колпачковыми тарелками .......................... 19
2.1.2. Расчет колонны с клапанными тарелками .............................. 39
2.1.3. Расчет колонны с ситчатыми тарелками ................................. 44
2.2. Расчет насадочной ректификационной колонны .............................. 49
2.3. Тепловой расчет ректификационной колонны ................................. 63
3. Расчет вспомогательного оборудования .............................................. 66
3.1. Расчет теплообменных аппаратов ...................................................... 66
3.1.1. Расчет кипятильника ректификационной
установки ................................................................................... 66
3.1.2. Расчет дефлегматора .................................................................. 70
3.1.3. Расчет холодильника для дистиллята ...................................... 70
3.1.4. Расчет холодильника для кубового остатка ............................ 71
3.1.5. Расчет подогревателя исходной смеси .................................... 72
3.2. Расчет трубопроводов .......................................................................... 72
4. Оформление курсового проекта ............................................................. 75
Библиографические ссылки ....................................................................... 77
Рекомендательный библиографический список .................................... 78
Приложения .................................................................................................... 79
Приложение 1. Свойства бинарных смесей,
газов и паров ........................................................................................ 79
Приложение 2. Технические характеристики
колонных аппаратов ............................................................................ 83
Приложение 3. Размеры стальных труб (ГОСТ 10704–91) ................... 88
Приложение 4. Перечень ключевых слов ............................................... 89
3
1. ПОРЯДОК РАСЧЕТА КОЛОННЫХ АППАРАТОВ
Целью расчета массообменного аппарата является определение конструктивных размеров, т. е. высоты и диаметра колонны, гидромеханических и экономических показателей ее работы.
Для расчета диффузионного аппарата задаются:
– тип аппарата;
– разделяемая смесь;
– производительность;
– концентрации низкокипящего компонента на входе и выходе из
аппарата.
Требуется:
– определить физические параметры смеси;
– вычислить расходы потоков (уравнения материального баланса);
– рассчитать движущую силу процесса;
– найти коэффициенты массоотдачи и массопередачи;
– построить линию равновесия, рабочую линию и число ступеней
изменения концентрации;
– установить поверхность фазового контакта и конструктивные размеры;
– определить количество подводимого и отводимого тепла (тепловой
баланс);
– рассчитать гидравлическое сопротивление аппарата;
– вычислить поверхность теплообменных аппаратов;
– определить диаметры труб для материальных потоков.
Рассмотрим способы выражения состава фаз.
При расчете процессов ректификации составы жидкостей обычно
задаются в массовых долях или процентах, а для практического расчета
необходимы также составы жидкости и пара, выраженные в мольных долях или процентах.
Пересчет массовых долей низкокипящего компонента А в мольные
в жидкой фазе хА проводят по следующей формуле:
хА
MA
xA =
,
х А (1 − х А )
+
MA
MB
(1.1)
где х А – массовая доля компонента А; МА, МВ – мольные массы компонентов А и В, кг/кмоль.
6
Пар, равновесный с жидкостью состава х, имеет состав в мольных
долях y*, определяемый по соотношению
p
y ∗А = A x A ,
(1.2)
П
где рА – давление насыщенного пара чистого компонента А при данной
температуре, Па; П – общее давление смеси газов или паров (давление
в колонне), Па.
Для двухкомпонентной смеси, когда поведение ее обоих компонентов соответствует закону Рауля, мольную долю низкокипящего компонента в паровой фазе, равновесной с жидкостью, y*А можно определить по
уравнению
α ⋅ xA
y ∗А =
,
(1.3)
[1 + (α − 1) x A ]
где α – коэффициент относительной летучести.
Материальный баланс процесса ректификации, основанный на законе сохранения массы вещества, составляется для определения расходов
материальных потоков по всему количеству вещества и низкокипящему
компоненту.
Материальный баланс для всей колонны имеет вид
GF = GD + GW ,
(1.4)
где GF – массовый расход исходной смеси, кг/с; GD – массовый расход
дистиллята, кг/с; GW – массовый расход кубовой жидкости, кг/с.
Материальный баланс по низкокипящему компоненту:
GF ⋅ x F = GD ⋅ x D + GW ⋅ xW ,
(1.5)
где хF , хD , хW – содержание низкокипящего компонента в массовых долях в исходной смеси, дистилляте и кубовой жидкости соответственно.
Для построения диаграммы t–x, y и линии равновесия предварительно выписывают из справочника данные по изменению концентраций
паровой и жидкой фаз при различных температурах.
Для расчета процесса ректификации строят график изменения составов жидкости и пара в зависимости от температуры − диаграмму t–x, y. Построение для нижеприведенного примера изображено на рис. 1.1.
На оси ординат откладывают температуры чистых компонентов tА, tВ
(этим температурам соответствуют точки А и В) и температуры кипения t1,
t2, t3, соответствующие составам жидкой фазы x1 , x2 , x3 . Из этих точек восстанавливают перпендикуляры и, соединяя точки пересечения А1, А2, А3
плавной линией, получают кривую АА1А2А3В – линию кипения жидкости.
Затем на оси абсцисс откладывают составы паровой фазы y1, y2, y3, равновесной с данной кипящей жидкостью, и восстанавливают перпендикуляры
до пересечения с линиями, проведенными через t1, t2, t3. Соединяя точки
7
пересечения В1, В2, В3 плавной линией, получают кривую АВ1В2В3В – линию конденсации.
Рис. 1.1. Диаграмма равновесия между паром и жидкостью
в координатах температура t – состав жидкости x и пара y
С помощью этого графика можно определить температуру жидкости
и пара любого состава и, наоборот, найти составы жидкости и пара при заданной температуре. Построение линии равновесия пара и жидкости изображено на рис. 1.2.
y1
А
y3
А3
y* = ƒ(x)
y2
А2
yF*
y1
А1
0,0
x1
xF
x3
x2
Рис. 1.2. Построение линии равновесия
8
1,0 x
На осях откладывают максимальный состав паровой yА и жидкой хА
фаз (100 %), строят квадрат. Через полученную точку А и начало координат 0 проводят вспомогательную линию – диагональ 0А. Линию равновесия строят в заданном масштабе по точкам с координатами (хА, yА) при различных температурах.
На оси абсцисс откладывают содержание низкокипящего компонента
в жидкости хА, на оси ординат – содержание низкокипящего компонента
в паре уА. На пересечении перпендикуляров, восстановленных из точек х1,
у1; х2, у2; х3, у3; …, обозначают точки А1, А2, А3, … Соединяя эти точки
плавной линией, получают линию равновесия 0А1А2А3А.
Если линия равновесия лежит выше диагонали, то пары обогащены
низкокипящим компонентом. Чем ближе линия равновесия к диагонали,
тем меньше разница составов пара и жидкости и тем труднее разделяется
смесь при ректификации.
Затем выполняют построение рабочих линий.
Колонну непрерывного действия от места ввода исходной смеси делят на две части: верхняя часть колонны называется укрепляющей, а нижняя часть – исчерпывающей.
Для каждой части колонны существует уравнение, характеризующее
соотношение концентраций паровой и жидкой фаз, которое называется
уравнением рабочей линии колонны.
Для укрепляющей (верхней) части колонны уравнение рабочей линии имеет вид
y=
R
x
x+ D ,
R +1
R +1
(1.6)
где y – состав паровой фазы в мольных долях низкокипящего компонента;
R – рабочее флегмовое число, R = Gф GD ; Gф – мольный расход флегмы,
кмоль/с; GD – мольный расход дистиллята, кмоль/с.
Для исчерпывающей (нижней) части колонны уравнение рабочей
линии имеет вид
y=
R+F
1− F
x+
xW ,
R +1
R +1
(1.7)
где F – мольный расход питания, F = GF GD ; GF – мольный расход исходной смеси, кмоль/с.
Для определения рабочего флегмового числа R нужно знать минимальное флегмовое число.
Если кривые равновесия бинарных смесей выпуклы и не имеют впадин (рис. 1.2), то минимальное флегмовое число можно рассчитать по
формуле
9
Rmin =
xD − y*F
y* − x
F
,
(1.8)
F
где у *F – мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесном
с исходной смесью, у *F определяется по диаграмме x–y (рис. 1.2).
Если кривые равновесия имеют впадины, например, смесь этиловый
спирт – вода (рис. 1.3), то приведенная выше формула для расчета Rmin не
применима. В таком случае из точки А (хD = уD) проводят прямую, касательную к впадине, и по величине отрезка Вmax (свободный член уравнения
рабочей линии укрепляющей части колонны), отсекаемого на оси ординат,
рассчитывают минимальное флегмовое число Rmin по формуле
Rmin =
xD − Bmax
.
Bmax
(1.9)
y
y* = f ( x )
Bmax
xD
x
Рис. 1.3. Кривая равновесия бинарной
смеси, имеющей впадину
Оптимальным флегмовым числом считается такое флегмовое число,
которое соответствует минимуму функции
nox (R + 1) = f(R),
(1.10)
где nоx – число единиц переноса; R – флегмовое число.
После определения оптимального флегмового числа приступают
к графическому построению рабочих линий.
10
При построении рабочих линий процесса ректификации принимают
допущения:
1. При конденсации пара в дефлегматоре не происходит изменения
его состава; следовательно, состав пара yD, выходящий из колонны, аналогичен составу дистиллята xD.
2. При испарении жидкости в кубе не происходит изменения ее состава; следовательно, состав пара yW, поступающего в колонну, аналогичен
составу кубовой жидкости xW.
Для построения рабочей линии укрепляющей части колонны на оси
абсцисс откладывают состав дистиллята xD и, учитывая, что xD = yD, из
точки xD проводят перпендикуляр до пересечения с диагональю, получают
точку D, принадлежащую рабочей линии верхней части колонны. На оси
ординат откладывают отрезок B = xD ( R + 1) , получают точку В. Через
точки D и В проводят отрезок DВ (рис. 1.4).
Рис. 1.4. Построение рабочих линий колонны
и определение числа теоретических тарелок
Для построения рабочей линии исчерпывающей части колонны на
оси абсцисс откладывают мольные составы исходной смеси xF и кубовой
жидкости xW.
Через эти точки проводят перпендикуляры до пересечения: с рабочей
линией верхней части колонны DВ (точка М) и с диагональю диаграммы
11
(точка А). Соединяя точки М и A, получают рабочую линию укрепляющей
части колонны МA. Точка М является общей для рабочих линий и характеризует рабочие концентрации в жидкости и паре на тарелке питания.
Далее определяют основные конструктивные размеры ректификационной колонны, которыми являются диаметр D и высота Н. Эти величины взаимосвязаны, так как обе зависят от скорости пара в свободном сечении колонны.
Диаметр колонны D, м, зависит от скорости и количества поднимающихся по колонне паров:
D=
V
,
0,785 ω
(1.11)
где ω – скорость пара в колонне, м/с, определяется с учетом конструкции
тарелки; V – объемный расход проходящего через колонну пара, м/с, при
средней температуре tср.п,
V=
22, 4 GD ( R + 1) tср.п ⋅ p0
,
(1.12)
M D = M A ⋅ xD + M B (1 − xD ) .
(1.13)
M D ⋅ t0 ⋅ p
где M D – мольная масса дистиллята, кг/кмоль,
Рассчитав диаметр колонны, подбирают его значение по нормалям,
после чего определяют конструктивные размеры основных элементов колонны и тарелки, количество паровых патрубков, размеры колпачка, диаметр и количество сливных труб.
Диаметр парового патрубка dп.патр может составлять 50, 75, 100, 125 или
150 мм. Задавшись диаметром dп.патр, определяют количество колпачков на
тарелке. Сечение всех патрубков должно составлять 10 % сечения колонны.
Тогда количество колпачков nкол можно рассчитать из соотношения
2
π ⋅ d п.патр
⋅ nкол
4
0,1 π ⋅ D 2
=
4
(1.14)
следующим образом:
0,1 D 2
nкол = 2
.
d п.патр
(1.15)
Возвышение колпачка над паровым патрубком h = 0,25dп.патр. Диаметр колпачка dкол, м, определяют из условия равенства скорости пара
в паровом патрубке и кольцевом зазоре между колпачком и патрубком:
12
2
2
d кол = d п.патр
+ ( d п.патр + 2δ ) ,
(1.16)
где δ – толщина стенки патрубка, м.
Возвышение уровня жидкости над верхним отрезком прорезей колпачков принимают от 15 до 40 мм.
Площадь сечения прорезей колпачка составляет 75 % площади сечения парового патрубка: Fпр = 0,75 Fпатр .
Принимают следующие размеры прямоугольных прорезей:
– ширина b = 2–7 мм;
– высота l = 10–50 мм;
– расстояние между прорезями а = 3–4 мм.
Минимальный зазор между колпачками равен 35 мм.
Диаметр сливного патрубка dс.патр, м, определяют по формуле
d с.патр =
где
Gср.ж
–
среднее
Gср.ж
0,785 ωж ⋅ρ ж ⋅ z
количество
,
стекающей
(1.17)
жидкости,
кг/с,
Gср.ж = GR + ( GR + GF ) 2 ; ωж – скорость жидкости в сливном патрубке,
м/с, принимается от 0,1 до 0,2 м/с; ρж – плотность жидкости, кг/м3; z – число сливных патрубков (зависит от D и Gср.ж ), z = 1, 2, 4, 6, 8.
Высоту тарельчатой части (высоту между верхней и нижней тарелками) ректификационной колонны Нт, м, рассчитывают по уравнению
H т = ( n − 1) hм.т ,
(1.18)
где n – число действительных тарелок; hм.т – расстояния между тарелками, м.
Расчет требуемого числа тарелок n можно проводить двумя способами.
Первый способ заключается в построении ступенчатой линии между
кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от xD до xW (графический путь). Общее число тарелок в колонне равно сумме числа тарелок
в верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) частях колонны.
Согласно второму способу (при приближенных расчетах), число
действительных тарелок n рассчитывают по формуле
n=
nт
,
η
(1.19)
где nт – число ступеней изменения концентраций (теоретических тарелок),
определяемое графическим построением ломаной (ступенчатой) линии между кривой равновесия и рабочими линиями по диаграмме y–x (см. рис. 1.4);
η – средний КПД тарелки.
13
Для определения среднего КПД тарелки находят динамический коэффициент вязкости смеси при средней температуре колонны и коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов α = р A р B . При
этой же температуре определяют давления насыщенного пара низкокипящего компонента рА и высококипящего компонента рВ.
Расстояние между тарелками hм.т в зависимости от скорости пара
и давления в колонне принимается таким, чтобы свести к минимуму механический унос части жидкости парами.
Для выбора величины hм.т в зависимости от диаметра колонны можно
использовать следующие данные:
Диаметр колонны, м
Расстояние между
тарелками hм.т, мм
0–0,6
0,6–1,2
1,2–1,8
1,8 и более
152
305
460
610
В ректификационных колоннах с круглыми колпачками, работающих под атмосферным давлением, расстояние между тарелками может
составлять 250, 300, 350, 400, 450 мм. Обычно значение hм.т находится в
пределах от 0,1 до 0,6 м.
Для насадочных колонн высота насадки Нн определяется двумя способами.
Согласно первому способу требуемую высоту слоя насадки Нн, м,
вычисляют по формуле
H н = noy ⋅ hoy ,
(1.20)
где nоу – общее число единиц переноса (определяется методом графического построения); hоу – высота единицы переноса, м,
hoy =
G
.
Ky ⋅ S ⋅σ⋅ψ
(1.21)
Здесь G – постоянный по высоте колонны мольный расход пара, кмоль/с;
Kу – коэффициент массопередачи, кмоль/(м2· с· ∆Y); S – площадь поперечного сечения колонны, м2; σ – удельная поверхность сухой насадки, м2/м3;
ψ – коэффициент смоченности насадки, безразмерный.
По второму способу требуемую высоту слоя насадки Нн, м, находят
по формуле
H н = nт ⋅ hэ ,
(1.22)
где nт – число теоретических тарелок (ступеней изменения концентраций);
hэ – высота слоя насадки, эквивалентного одной ступени изменения концентраций или одной теоретической тарелке, м.
14
Эквивалентную высоту насадки hэ, м, рассчитывают по формуле
G
hэ = 5, 2 d э ⋅ Re п0,2  
L
0,35
 ρж 


 ρп 
L
mG ,
mG
1−
L
0,2 lg
(1.23)
где dэ – эквивалентный диаметр насадки, м, d э = 4Vсв σ ; Reп – критерий
Рейнольдса для пара, Reп = 4ωρп σµ п ; G L – отношение потоков пара
G R +1
и жидкости (в верхней части колонны
=
, в нижней части колонны
L
R
G R +1
=
); m – тангенс угла наклона равновесной линии.
L R+F
Тепловой баланс ректификационной колонны составляется для определения расхода греющего пара.
Расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующего пара в кубе-испарителе колонны Qк, Вт, определяют по формуле
Qк = QD + GD cD tD + GW cW tW – GF cF tF + Qпот,
(1.24)
где QD – расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт; cF , cD , cW – теплоемкость исходной
смеси, дистиллята, кубовой жидкости соответственно, Дж/(кг· К); Qпот – тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт.
Значение теплоемкости смеси жидкости с, Дж/(кг· К), вычисляют по
правилу аддитивности:
c = c A ⋅ x A + cB (1 − x A ) ,
(1.25)
где сА, сВ – теплоемкости компонентов смеси при соответствующих температурах; x A – массовая доля низкокипящего компонента в соответствующей смеси.
Количество теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара дистиллята QD, Вт, определяют по формуле
QD = GD (R + 1) rD,
(1.26)
где rD – удельная теплота конденсации дистиллята, Дж/кг, вычисляемая по
правилу аддитивности:
rD = rA ⋅ xD + rB (1 − xD ) ,
(1.27)
здесь rА, rВ – удельные теплоты конденсации компонентов смеси при температуре tD, Дж/кг.
15
Расход греющего пара Gгр.п, кг/с, рассчитывают по уравнению
Gгр.п =
Qк
rгр.п x
,
(1.28)
где rгр.п – удельная теплота конденсации греющего пара, Дж/кг; х – степень сухости пара.
Далее выполняют расчет теплообменных аппаратов.
Один из теплообменных аппаратов ректификационной установки (кипятильник, дефлегматор, подогреватель исходной смеси, холодильники дистиллята или кубового остатка) рассчитывается подробно с определением
коэффициентов теплоотдачи и теплопередачи, остальные − ориентировочно
с запасом. Для этого принимая ориентировочные значения коэффициентов
теплопередачи, вычисляют среднюю разность температур, тепловую
нагрузку аппарата и необходимую поверхность теплообмена. По найденным
поверхностям теплопередачи подбирают теплообменники по каталогу.
16
2. РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ УСТАНОВКИ
НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ
Задание. Рассчитать установку непрерывного действия для разделения жидкой бинарной смеси бензол–толуол, содержащей xF = 21 % мол. бензола. Количество получаемого дистиллята 0,7 кг/с концентрацией
xD = 99 % мол. бензола. Кубовый остаток должен содержать xW = 5 % мол.
бензола. Исходная смесь перед подачей в колонну подогревается до температуры кипения. Давление в колонне 1,5 кгс/см2 (0,147 МПа). Схема установки изображена на рис. 2.1.
Рис. 2.1. Схема непрерывно действующей
ректификационной установки:
1а – укрепляющая часть колонны; 1б – исчерпывающая часть колонны;
2 – кипятильник; 3 – дефлегматор; 4 – делитель флегмы; 5 – подогреватель исходной смеси; 6 – холодильник дистиллята; 7 – холодильник
кубового остатка; 8 – сборник кубового остатка; 9 – сборник
дистиллята; 10 – насосы
Первые пункты нижеприведенного расчета (определение массовых
расходов, оптимального флегмового числа, построение линий рабочих
концентраций, определение числа теоретических тарелок) являются общими как для тарельчатых, так и для насадочных колонн.
17
2.1. РАСЧЕТ ТАРЕЛЬЧАТОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
Колонные аппараты предназначены для проведения процессов теплои массообмена: ректификации, дистилляции, абсорбции, десорбции. Корпуса
стандартизованных колонных аппаратов изготавливаются в двух исполнениях [4]. Корпус, собираемый из отдельных царг с фланцевыми соединениями, рассчитан на давление 1,6 МПа. Технические характеристики отдельных царг приведены в прил. 2.
Корпус цельносварной, рассчитанный на давление до 4 МПа, имеют
колонные аппараты диаметром более 1 000 мм с интервалом изменения
диаметра через 200 мм. Расстояния между тарелками в зависимости от их
типов могут изменяться от 300 до 1 000 мм.
До настоящего времени не выработано обобщенных и достаточно
объективных критериев выбора типа тарелки для ведения того или иного
процесса. Существенную роль в этом играют сложившиеся в организациях-поставщиках традиции, опирающиеся на многолетний опыт надежной
эксплуатации разрабатываемой ими массообменной аппаратуры. Для ориентировочного выбора типа тарелки можно привести следующие данные.
Тарелки с капсульными колпачками получили наиболее широкое распространение благодаря своей универсальности и высокой эксплуатационной надежности. Они достаточно эффективны, но металлоемки и сложны
в монтаже.
Тарелки, собираемые из S-образных элементов, устанавливаются
преимущественно в колоннах больших диаметров. Их производительность
на 20–30 % выше, чем у капсульных.
Клапанные тарелки по сравнению с колпачковыми имеют более высокую эффективность и на 20–40 % бόльшую производительность. Они
применяются для обработки жидкостей, не склонных к смолообразованию
и полимеризации, во избежание прилипания клапана к тарелке.
Ситчатые тарелки имеют достаточно высокую эффективность,
низкое сопротивление и малую металлоемкость. Они применяются преимущественно в колоннах для обработки чистых жидкостей при атмосферном давлении и вакууме.
Решетчатые тарелки провального типа имеют производительность
в 1,5–2,0 раза бόльшую, чем колпачковые тарелки, низкую металлоемкость. Их эффективность достаточно высока, но в узком диапазоне рабочих скоростей. Эти тарелки рекомендуется применять при больших
нагрузках колонны по жидкости.
В дальнейшем будут рассмотрены в основном гидравлические расчеты колонных аппаратов, предусматривающие конечную цель – подбор
стандартизованной тарелки.
18
2.1.1. Расчет колонны с колпачковыми тарелками
Для дальнейших расчетов концентрации исходной смеси, дистиллята
и кубового остатка выражаем в массовых долях х А по формуле
хA =
M AxA
,
M A x A + M B (1 − x A )
(2.1)
где хА – мольная доля низкокипящего компонента в жидкости; МА – мольная масса низкокипящего компонента, кг/кмоль; МВ – мольная масса высококипящего компонента, кг/кмоль.
Мольная масса бензола – 78,11 кг/кмоль, мольная масса толуола –
92,13 кг/кмоль [6]. По расчетам получили xF = 0,18; xD = 0, 99; xW = 0,04.
Обозначим массовый расход смеси через GF, дистиллята – через GD,
кубового остатка – через GW.
Составляем материальный баланс согласно уравнениям (1.4) и (1.5):
– по потокам
GF = GD + GW ,
– по низкокипящему компоненту
GF ⋅ xF = GD ⋅ xD + GW ⋅ xW .
Из этой системы уравнений находим
GF = GD
x D − xW
0,99 − 0,04
= 0,7 ⋅
= 4,75 кг/с,
0,18 − 0,04
x F − xW
GW = GF − GD = 4,75 − 0,7 = 4,05 кг/с.
Так как в данном расчете давление в колонне отлично от атмосферного
( pабс = 1,5 кгс/см2 или 1 102,5 мм рт. ст.), поэтому изменяются температуры
кипения компонентов смеси и, соответственно, равновесные составы фаз.
По номограмме [6, с. 565] определяем при заданном давлении
(1 102,5 мм рт. ст.) температуры кипения: бензола – 88 оС; толуола – 138 оС.
В этом интервале выбираем произвольный ряд температур, например:
88, 100, 105, 110, 115, 120, 125, 130, 138. При этих температурах по той же
номограмме определяем давления насыщенных паров бензола и толуола.
Для вычисления равновесных составов фаз используем законы Дальтона и Рауля.
Мольную долю низкокипящего компонента x в жидкости определяем
по уравнению
x=
П − pB
,
p A − pB
19
(2.2)
где П – общее давление в системе, мм рт. ст.; рА, рВ – давления насыщенных паров низкокипящего и высококипящего компонентов соответственно, мм рт. ст.
*
Мольную долю низкокипящего компонента в паре y рассчитываем по
уравнению (1.2). Подставив значения в уравнения (2.2) и (1.2), получим
x=
1 102,5 − 340
= 1,00,
1 102,5 − 340
1102,5
⋅ 0,93 = 1,00.
1102,5
y* =
Данные по расчету равновесного состава фаз приведены в табл. 2.1.
Таблица 2.1
Равновесные составы жидкости и пара смеси бензол – толуол
при давлении 1 102,5 мм рт. ст.
t, oC
pA
рВ
мм рт. ст.
П
88
100
105
110
115
120
125
130
138
1 102
1 200
1 350
1 500
1 650
1 970
2 200
2 450
2 700
420
480
525
610
720
810
920
1 000
1 102
1 102,5
1 102,5
1 102,5
1 102,5
1 102,5
1 102,5
1 102,5
1 102,5
1 102,5
x=
П − pВ
p А − pВ
1,00
0,86
0,70
0,55
0,42
0,25
0,14
0,07
0,00
pA
х
П
1,00
0,94
0,86
0,75
0,61
0,45
0,28
0,16
0,00
y* =
По данным табл. 2.1 строим изобары температур кипения и конденсации смеси на диаграмме t−x, y (см. рис. 1.1) и линию равновесия на диаграмме х−у (рис. 2.2).
Расчет флегмового числа
Минимальное флегмовое число рассчитываем по формуле (1.8).
В данном случае мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесном с исходной смесью, определенная по диаграмме x–y (рис. 2.2),
составляет y *F = 0,38. Отсюда
R
min
=
0,99 − 0,38
= 3,59.
0,38 − 0, 21
Оптимальное флегмовое число найдем из условия получения минимального объема колонны, пропорционального произведению nт ( R + 1) ,
20
где nт − число ступеней изменения концентрации (теоретическое число
тарелок).
Рис. 2.2. Построение рабочих линий при различных значениях
коэффициента избытка флегмы
Расчет оптимального флегмового числа выполняем в следующем порядке:
а) задаемся рядом значений коэффициента избытка флегмы β в пределах от 1,1 до 5,0; определяем рабочее флегмовое число R = βRmin и велиx
чину отрезка В = D ;
R +1
б) откладываем отрезок В на оси ординат и проводим линии рабочих
концентраций верхней и нижней частей колонны (прямые АВ1 и D1С, АВ2
и D2С и т. д.);
в) между равновесной и рабочими линиями в пределах концентраций хW и xD строим ступени, каждая из которых соответствует теоретической тарелке;
21
г) при каждом значении β определяем число теоретических тарелок nт и величину произведения nт ( R + 1) , табл. 2.2.
Таблица 2.2
Данные для расчета оптимального флегмового числа
β
R
B
nт
nт ( R + 1)
1,10
1,20
2,00
2,80
3,60
3,95
4,31
7,18
10,25
12,92
0,200
0,186
0,120
0,089
0,070
22
16
12
11
10
108,90
84,96
98,16
121,55
139,20
д) по данным табл. 2.2 строим график зависимости nт ( R + 1) = f(R)
(рис. 2.3) и находим минимальное значение величины nт ( R + 1) , которому
соответствует флегмовое число R = 4,31. Эту величину и принимаем
в дальнейших расчетах за оптимальное рабочее число флегмы.
n т ( R + 1)
R
Рис. 2.3. Определение оптимального
флегмового числа
Число ступеней изменения концентраций (число теоретических тарелок) nт при этом составило 16.
Определение скорости пара в колонне
Для дальнейших расчетов необходимы средние по высоте колонны
мольные и массовые концентрации низкокипящего компонента в жидкости
и паре.
22
Определяем средний мольный состав жидкости, соответственно, для
верхней и нижней частей колонны:
xcр.в =
xF + x D 0, 21 + 0,99
=
= 0,6 кмоль бензола/кмоль смеси,
2
2
xcр.н =
xF + xW 0, 21 + 0,05
=
= 0,13 кмоль бензола/кмоль смеси.
2
2
Вычисляем средний массовый состав жидкости, соответственно, для
верхней и нижней частей колонны:
хcр.в =
х F + х D 0,18 + 0,99
=
= 0,585 кг бензола/кг смеси,
2
2
хcр.н =
х F + хW 0,18 + 0,04
=
= 0,110 кг бензола/кг смеси.
2
2
Средние температуры жидкости определяем по диаграмме t–x, y
(см. рис. 1.1):
– при хср.в = 0, 60 tж.в = 107 o С;
– при хср.н = 0,13
tж.н = 126 oС .
Среднюю плотность жидкости по высоте колонны ρж, кг/м3, рассчитываем по уравнению
ρж =
1
,
х ср 1 − х ср
+
ρA
ρB
(2.3)
где ρ A , ρ B − плотности, соответственно, низкокипящего и высококипящего
компонентов при средней температуре в колонне, кг/м3.
Тогда средняя плотность жидкости по формуле (2.3) составит:
а) в верхней части колонны
ρ ж.в =
1
= 781, 49 кг/м3 ;
0,585 1 − 0,585
+
781
782
б) в нижней части колонны
ρ ж.н =
1
= 753,3 кг/м3 .
0,110 1 − 0,110
+
755
753
23
Средняя плотность для колонны в целом
ρ ж.ср =
781, 49 + 753,3
= 767, 4 кг/м 3 .
2
Вычисляем средние мольные концентрации бензола в паре:
а) в верхней части колонны
yв.ср =
у F + у D 0,345 + 0,99
=
= 0,668;
2
2
б) в нижней части колонны
yн.ср =
у F + уW 0,345 + 0,05
=
= 0,198.
2
2
Средние температуры пара определяем по диаграмме t–x, y (см. рис. 1.1):
– при уср.в = 0,668 tп.в = 112 °С;
– при уср.н = 0,198 tп.н = 128 °С.
Средняя мольная масса пара Мп, кг/кмоль, вычисляется по формуле
M п = М A yср + M B (1 − yср ).
Средняя плотность пара ρп, кг/м3, определяется по формуле
М
p ⋅ t0
ρп = п
.
22, 4 p0 ⋅ tср
Тогда в соответствии с формулами (2.4) и (2.5) получим:
а) в верхней части колонны:
– средняя мольная масса пара
M п.в = 78,11 ⋅ 0,668 + 92,13 ⋅ (1 − 0,668) = 82,76 кг/кмоль;
– средняя плотность пара
82,76 1 102,5 ⋅ 273
ρп.в =
⋅
= 3,80 кг м3 ;
22, 4 760 ⋅ (112 + 273)
б) в нижней части колонны:
– средняя мольная масса пара
M п.н = 78,11 ⋅ 0,198 + 92,13 ⋅ (1 − 0,198) = 89,35 кг/кмоль;
– средняя плотность пара
ρп.н =
89,35 1102,5 ⋅ 273
⋅
= 3,94 кг м3 .
22, 4 760 ⋅ (128 + 273)
Тогда средняя плотность пара по всей колонне
3,80 + 3,94
ρп.ср =
= 3,87 кг/м3 .
2
24
(2.4)
(2.5)
Допустимая скорость пара в колонне вычисляется по уравнению
ωп = 0,85 ⋅ 10−4 ⋅ С
ρ ж − ρп
,
ρп
(2.6)
где ρж, ρп – плотности жидкости и пара соответственно, кг/м3; С – коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелки, расстояния между
тарелками и поверхностного натяжения жидкости, определяем по рис. 2.4.
Принимаем предварительно расстояние между тарелками hм.т = 450 мм.
По рис. 2.4 определяем значение коэффициента: С = 630.
С
C
1100
1
900
2
3
700
4
500
5
300
6
,мм
Hhм.т
т, мм
100
200
300
400
500
600
700
800
Рис. 2.4. Зависимость коэффициента С от расстояния
между тарелками при расчете скорости пара в колонне:
1 – кривые максимальных нагрузок для колпачковых тарелок
и нормальных рабочих нагрузок для ситчатых, каскадных, клапанных и других аналогичных конструкций при σ ≥ 20·10–3 Н/м;
2–6 – кривые нормальных рабочих нагрузок: 2 – для колпачковых
тарелок при σ ≥ 20·10–6 Н/м; 3 – для вакуумных колонн, работающих без ввода водяного пара и имеющих сетчатые отбойники; 4 – для десорберов абсорбционных установок, вакуумных
колонн, работающих с вводом водяного пара; 5 – для абсорберов;
6 – для колонн, в которых при высоких температурах может
иметь место вспенивание продукта вследствие его разложения
под вакуумом, для колонн, разделяющих вязкие жидкости под
вакуумом или высококипящие ароматические фракции, используемые в качестве абсорбентов
25
В соответствии с уравнением (2.6) скорость пара в колонне составит
ω′п = 0,85 ⋅ 10−4 ⋅ 630
767, 4 − 3,87
= 0,75 м/c.
3,87
Объемный расход пара, поступающего в дефлегматор, определяем по
формуле (1.12). Предварительно рассчитываем мольную массу дистиллята
по формуле (1.13):
М D = 78,11 ⋅ 0,99 + 92,13 ⋅ (1 − 0,99) = 78,25 кг кмоль .
Тогда
Vп =
22, 4 ⋅ 0,7 ⋅ (4,31 + 1) ⋅ (120 + 273) ⋅ 1,033
= 1,05 м3 /с.
78, 25 ⋅ 273 ⋅ 1,5
Диаметр колонны определяем по формуле (1.11):
D=
1,05
= 1,34 м.
0,785 ⋅ 0,75
По каталогу [1] выбираем стандартный диаметр колонны Dк = 1,4 м.
При этом действительная скорость пара в колонне составит
'
2
2
 D 
 1,34 
ωп = ωп ⋅ 
 = 0,75 ⋅ 
 = 0,69 м/с.
D
1,
4


 к
По табл. П2.1 для колонны диаметром 1 400 мм выбираем нормализированные тарелки типа ТСК-Р (ОСТ 26-808–73) с капсульными стальными
колпачками.
Основные конструктивные размеры колонных аппаратов с капсульными колпачками приведены в табл. П2.2, П2.3.
Характеристика устанавливаемой колпачковой тарелки представлена
в табл. 2.3.
Таблица 2.3
Характеристика колпачковой тарелки
Показатель
Диаметр колонны (внутренний) D, мм
Площадь поперечного сечения, м2
Диаметр колпачка dкол, мм
Длина сливного борта L, мм
Высота колпачка hкол, мм
Высота прорези hпр, мм
Ширина прорези b, мм
Число прорезей n
Значение
1 400
1,54
100
870
90
20
4
36
26
Окончание табл. 2.3
Показатель
Диаметр парового патрубка (наружный) dп.патр, мм
Площадь сечения одной прорези, м2
Значение
70
0,00008
Общее число колпачков на тарелке – 56.
Определение высоты колонны
Высоту колонны находим графоаналитическим методом, т. е. последовательно рассчитываем коэффициенты массоотдачи, массопередачи,
коэффициенты полезного действия тарелок; строим кинетическую кривую
и определяем число действительных тарелок.
Коэффициент массоотдачи в паровой фазе β п , м/с, рассчитывается
по формуле
βп =
Dп
(0,79 Re п + 11 000),
22, 4
(2.7)
где Dп – коэффициент молекулярной диффузии паров компонента А в парах компонента В, м2/с; Reп – критерий Рейнольдса для паровой фазы.
Коэффициент молекулярной диффузии в паровой фазе Dп, м2/с, вычисляется по формуле
4,3 ⋅ 10−7 ⋅ Т 1,5
Dп =
1/3 2
р( v1/3
А + vВ )
1
1
,
+
MА МВ
(2.8)
2
где T – температура, К; р – абсолютное давление, кгс/см ; МА, МВ – мольные массы пара компонентов А и В; vА, vB – мольные объемы компонентов А и В, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих
в состав пара, приведены в табл. 6.3 [6].
Критерий Рейнольдса для паровой фазы
Reп =
Dпω пρп
,
µп
(2.9)
где µп – динамический коэффициент вязкости пара, Па·с, определяемый по
формуле
M п M A ⋅ y A M B ⋅ yB
=
+
,
µп
µA
µB
(2.10)
где Мп, МА, МВ – мольные массы пара и отдельных компонентов, кг/кмоль;
µ п, µ А, µ В – соответствующие им динамические коэффициенты вязкости,
Па·с; yА, yВ – мольные доли компонентов смеси.
27
В соответствии с формулой (2.8) коэффициенты диффузии паров
бензола в парах толуола:
а) в верхней части колонны
4,3 ⋅ 10−7 ⋅ (112 + 273)1,5
1
1
⋅
+
= 3,7 ⋅ 10−6 м 2 /с ;
Dп.в =
1/3
1/3 2
78,11 92,13
1,5 ⋅ (96 + 118, 2 )
б) в нижней части колонны
Dп.н =
4,3 ⋅ 10−7 ⋅ (128 + 273)1,5
1
1
⋅
+
= 3,9 ⋅ 10−6 м 2 /с.
1/3
1/3 2
78,11 92,13
1,5 ⋅ (96 + 118, 2 )
Согласно формуле (2.10) коэффициенты динамической вязкости смеси паров бензола и толуола:
а) в верхней части колонны при температуре 112 °С
µ Ав = 0,0095 мПа ⋅ с,
µ Вв = 0,00915 мПа ⋅ с,
µ п.в =
82,76
 78,11 ⋅ 0,668 92,13 ⋅ (1 − 0,668) 
+


−3
0,0095
⋅
10
0,00915 ⋅ 10−3 

= 9,38 ⋅ 10−6 Па ⋅ с;
б) в нижней части колонны при температуре 128 °С
µ Ан = 0,0100 мПа ⋅ с,
µ Вн = 0,0095 мПа ⋅ с,
µ п.н =
89,35
= 9,58 ⋅ 10−6 Па ⋅ с.
 78,11 ⋅ 0,198 92,13 ⋅ (1 − 0,198) 
+


−3
0,010
⋅
10
0,0095 ⋅ 10−3 

В соответствии с формулой (2.9) критерий Рейнольдса для паровой
фазы:
а) в верхней части колонны
Re п.в =
1, 4 ⋅ 0,69 ⋅ 3,8
= 391 343;
9,38 ⋅ 10−6
б) в нижней части колонны
Re п.н =
1, 4 ⋅ 0,69 ⋅ 3,94
= 397 290.
9,58 ⋅ 10−6
28
Коэффициент массоотдачи в паровой фазе по формуле (2.7) составит:
а) в верхней части колонны
3,7 ⋅ 10−6
βп.в =
(0,79 ⋅ 479 658,8 + 11 000) = 0,064 м/с;
22, 4
б) в нижней части колонны
3,9 ⋅ 10−6
βп.н =
(0,79 ⋅ 486 947,8 + 11 000) = 0,069 м/с.
22, 4
Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе β ж , м/с, рассчитывается по
формуле
38 000ρ ж ⋅ Dж ⋅ Prж' 0,62
βж =
,
Mж
(2.11)
гдe Dж – коэффициент диффузии в жидкости, м2/с; Prж – диффузионный
критерий Прандтля; Мж – средняя мольная масса жидкости в колонне,
кг/кмоль,
Mж = MА xср + MВ(1 − xср),
(2.12)
хср – средний мольный состав жидкости, кмоль А/кмоль смеси.
В соответствии с формулой (2.12) средние мольные массы жидкости
в верхней и нижней частях колонны составят:
Mж.в = 78,11 · 0,6 + 92,13 · (1 − 0,6) = 83,72 кг/кмоль,
Mж.н = 78,11 · 0,13 + 92,13 · (1 − 0,13) = 90,30 кг/кмоль.
При расчете диффузии паров низкокипящего компонента в жидкости
сначала определяют коэффициент диффузии при 20 ºС D20, а затем коэффициент диффузии при соответствующей температуре Dж.
Коэффициент диффузии в жидкости при 20 ºС D20, м2/с, можно вычислить по приближенной формуле:
D20 =
1 ⋅ 10−6
А⋅ В
1/3 2
µ ж v1/3
+
v
A
B
(
)
1
1
+
,
M A MB
(2.13)
где А, В – коэффициенты, зависящие от свойств низкокипящего и высококипящего компонентов [6, с. 289]; µж – динамический коэффициент
вязкости жидкости при 20 ºС, мПа· с; vA, vB – мольные объемы компонентов А и В [6]; МA, МB – мольные массы, соответственно, компонентов А
и В, кг/кмоль.
29
Коэффициент диффузии пара в жидкости Dж (при соответствующей
температуре t) связан с коэффициентом диффузии D20 (при температуре
20 ºС) следующей приближенной зависимостью:
Dж = D20 1 + b ( t − 20 ) ,
(2.14)
в которой температурный коэффициент b может быть определен по эмпирической формуле:
µ
b = 0, 2 ж ,
(2.15)
3ρ
ж
где µж – динамический коэффициент вязкости жидкости при 20 ºС, мПа· с;
ρж – плотность жидкости при 20 ºС, кг/м3.
Динамический коэффициент вязкости жидкости вычисляется по
формуле
lg µ ж = хср lg µ А + (1 − хср)lg µ В ,
(2.16)
где µ А, µ В – вязкости жидких компонентов А и В при температуре
смеси, мПа· с.
Рассчитаем динамические коэффициенты вязкости жидкостей в колонне при 20 ºС по формуле (2.16), предварительно определив по табл. IX [6]
вязкости бензола и толуола при 20 ºС: µ А = 0,65 мПа· с; µ В = 0,586 мПа· с,
тогда:
а) в верхней части колонны
lg µ ж.в = 0,6 lg 0,65 + (1 − 0,6)lg 0,586,
lg µ ж.в = −0,205, откуда µ ж.в = 0,624 мПа· с;
б) в нижней части колонны
lg µ ж.н = 0,13 lg 0,65 + (1 − 0,13)lg 0,586,
lg µ ж.н = −0,226, откуда µ ж.н = 0,594 мПа· с.
Как видно из полученных значений, в рассматриваемом примере
коэффициенты вязкости жидкостей в верхней и нижней частях колонны
примерно одинаковы. Кроме того, близки плотности жидких бензола и толуола при 20 ºС: ρбензола = 879 кг/м3, ρтолуола = 866 кг/м3 [6, табл. IV], поэтому
можно принять
ρж.в = ρж.н = ρж = 870 кг/м3.
Тогда температурный коэффициент b также можно принять одинаковым и равным, согласно формуле (2.15),
b = 0, 2
0,624
= 0,017.
3
870
30
Коэффициент диффузии бензола в жидком толуоле при 20 °С вычисляем по формуле (2.13):
а) для верхней части колонны
D20в =
1 ⋅ 10−6
1/3 2
(
1 ⋅ 1 ⋅ 0,624 ⋅ 961/3 + 118, 2
)
⋅
1
1
+
= 2,18 ⋅ 10−9 м 2 /с;
78,11 92,13
⋅
1
1
+
= 2, 24 ⋅ 10−9 м 2 /с.
78,11 92,13
б) для нижней части колонны
D20н =
1 ⋅ 10−6
(
1/3 2
1 ⋅ 1 ⋅ 0,594 ⋅ 961/3 + 118, 2
)
Коэффициенты диффузии пара бензола в толуоле при соответствующей температуре в колонне находим по формуле (2.14):
а) для верхней части колонны при tср.в = 107 ºС
Dж.в = 2,18 ⋅ 10−9 1 + 0,017 ⋅ (107 − 20 ) = 5, 4 ⋅ 10−9 м 2 /с;
б) для нижней части колонны при tср.н = 126 ºС
Dж.н = 2, 24 ⋅ 10−9 1 + 0,017 ⋅ (126 − 20 ) = 6, 28 ⋅ 10−9 м 2 /с.
Диффузионный критерий Прандтля Prж рассчитывается по формуле
µ ж.ср
(2.17)
Рr ' ж =
,
ρ ж ⋅ Dж
где µ ж.ср – динамическая вязкость жидкости при средней температуре смеси, Па· с, вычисляемая по формуле (2.16):
а) в верхней части колонны при tср.в = 107 ºС по табл. IX [6] определяем µ А = 0,232 мПа· с, µ В = 0,243 мПа· с, тогда
lg µ ж.ср.в = 0,6 · lg 0,232 + (1 – 0,6)lg 0,243,
откуда
µ ж.ср.в = 0,234 мПа· с = 0,234 · 10−3 Па· с;
б) в нижней части колонны при tср.н = 126 ºС по таблице IX [7] находим µ А = 0,189 мПа· с, µ В = 0,203 мПа· с, тогда
lg µ ж.ср.н = 0,13 · lg 0,189 + (1 – 0,13)lg 0,203,
откуда
µ ж.ср.н = 0,2 мПа· с = 0,2 · 10−3 Па· с.
В соответствии с формулой (2.17) критерий Прандтля составит:
а) для верхней части колонны
0,000234
Рr' ж.в =
= 55,5;
781, 49 ⋅ 5, 4 ⋅ 10−9
31
б) для нижней части колонны
Рr' ж.н =
0,0002
= 42.
753,3 ⋅ 6, 28 ⋅ 10−9
Определяем коэффициенты массоотдачи в жидкой фазе в соответствии с формулой (2.11):
а) для верхней части колонны
38 000 ⋅ 781, 49 ⋅ 5, 4 ⋅ 10−9 ⋅ 55,50,62
β ж.в =
= 0,023 кмоль/(м 2 ⋅ с);
83,72
б) для нижней части колонны
38 000 ⋅ 753,3 ⋅ 6,35 ⋅ 10−9 ⋅ 420,62
β ж.н =
= 0,02 кмоль/(м 2 ⋅ с).
90,3
Коэффициент массопередачи Kу, кмоль/(м2· с), рассчитываем по
уравнению
Kу =
1
1
m
+
βп β ж
,
(2.18)
где m – тангенс угла наклона линии равновесия на рабочем участке.
Для определения угла наклона разбиваем ось x на участки и для каждого из них находим среднее значение тангенса как отношение разности
ординат (y* – y) к разности абсцисс (x – x*) в том же интервале, т. е.
y* − y
m=
.
x − x*
(2.19)
Подставляя рассчитанные значения коэффициентов массоотдачи βп
и βж и тангенсов углов наклона линии равновесия в уравнение (2.18), находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от хW до хD.
Полученные значения Ky используем для определения числа единиц
переноса nоу в паровой фазе по формуле
nоy =
22, 4  273 + tср  p0
⋅
K у ⋅ ϕ,
ω  273  р
(2.20)
где ω – скорость пара в свободном сечении колонны, м/с; tср – средняя температура паров, °С; р0, р – давление при нормальных условиях и абсолютное давление в колонне, Па; ϕ – отношение рабочей площади колонны к ее
свободному сечению, ϕ = 0,80–0,85. Принимаем ϕ = 0,8.
32
Допуская полное перемешивание жидкости на тарелке, коэффициент
обогащения тарелки, или КПД тарелки, η определяем по выражению
η =1− e
− nоy
(2.21)
,
где e – основание натурального логарифма, е = 2,718.
Например, для концентрации xW = 0,05 получим
m1 =
K у1 =
nоy1 =
0,12 − 0,05
= 2,
0,05 − 0,015
1
1
2
+
0,069 0,02
= 0,009 кмоль/(м2 ⋅ с),
22, 4  273 + 128  760
⋅
⋅ 0,009 ⋅ 0,8 = 0, 24,
⋅
0,69  273  1 102,5
η1 = 1 − e −0,24 = 0,21.
Замеряем величину отрезка АС между рабочей и равновесной линиями на графике (рис. 2.5): |АС| = 15 мм. Учитывая, что для КПД тарелки
справедливо соотношение η = AB/AC, рассчитываем величину отрезка АВ:
|АВ| = η · |АС|. Получаем |АВ| = 0,21·15 = 3,2 мм ≈ 3 мм.
Таблица 2.4
Параметры для построения кинетической кривой
x
tg α = m
Ky
ny
η
AC, мм
AB, мм
xW
2,00
0,009
0,24
0,21
15
3,2
0,16
1,70
0,010
0,27
0,24
26
6,24
xF
1,20
0,014
0,33
0,28
12
3,36
0,3
1,17
0,016
0,362
0,304
16
4,8
0,5
0,90
0,019
0,429
0,35
18
6,3
0,7
0,60
0,025
0,565
0,43
13
5,6
0,9
0,44
0,030
0,678
0,49
5
2,45
xD
0,125
0,050
1,13
0,68
2
1,36
Результаты приведенных выше расчетов представлены в табл. 2.4.
Построение кинетической кривой
Между кривой равновесия и линиями рабочих концентраций в соответствии со значениями х, приведенными в табл. 2.4, проводим ряд прямых, параллельных оси ординат (рис. 2.5).
Полученные отрезки АС, A1C1, A2C2, A3C3 и так далее делят в соотношении η = AB/AC, т. е. определяют величину отрезков АВ, A1В1, A2В2, …,
AnВn. Через найденные точки В1, В2, В3, …, Вn (для каждого значения х)
33
проводим кинетическую кривую, отображающую степень приближений
фаз на тарелках к равновесию.
Рис. 2.5. Построение кинетической кривой и определение
числа действительных тарелок
Число реальных тарелок n находим путем построения ступенчатой
линии между кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от xD
до xW. Получаем 34 тарелки (20 – в верхней части колонны, 14 – в нижней),
которые и обеспечивают разделение смеси в заданных пределах изменения
концентраций. Исходная смесь должна подаваться на 20-ю тарелку сверху.
Общую высоту тарельчатой ректификационной колонны Н, м, определяем по формуле
H = hм.т ( n − 1) + hсеп + hкуб ,
(2.22)
где hм.т – расстояние между тарелками, м; hсеп – расстояние между верхней
тарелкой и крышкой колонны (высота сепарационного пространства), м;
34
hкуб – расстояние между нижней тарелкой и днищем колонны (высота
кубовой части), м.
По табл. П2.1, П2.5 принимаем необходимые величины: hм.т = 0,45 м;
hсеп = 0,8 м; hкуб = 2 м.
Тогда высота колонны составит H = 0,45·(34 − 1) + 0,8 + 2 = 17,65 м.
Гидравлический расчет колонны
Гидравлическое сопротивление колонны ∆pк, Па, определяется по
формуле
∆рк = n ⋅ ∆рт ,
(2.23)
где n – действительное число тарелок; ∆pт – гидравлическое сопротивление
колпачковой тарелки, Па.
Гидравлическое сопротивление колпачковой тарелки ∆pт, Па, рассчитывается по формуле
∆pт = ∆pсух + ∆pσ + ∆pст,
(2.24)
где ∆pсух – сопротивление сухой тарелки, Па; ∆pσ – сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения, Па; ∆pст – статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па.
Расчет ведем для нижней части колонны, имеющей максимальную
нагрузку по жидкости.
Сопротивление сухой тарелки ∆pсух, Па, для нижней части колонны
рассчитывается по формуле
ω2оρп.н
∆рсух = ς
,
(2.25)
2
где ζ – коэффициент сопротивления тарелки, принимаем ζ = 5,0 [6]; ωо –
фактическая скорость пара в прорезях, м/с.
Для определения фактической скорости пара проверяем, будет ли
обеспечено полное открытие прорезей, необходимое для равномерного
режима работы тарелок.
Скорость, необходимая для полного открытия прорезей ω'о , м/с, рассчитывается по формуле
ρж ⋅ g
ω'о =
hпр ,
(2.26)
ρп ⋅ ς
где hпр – высота прорези, принимаем hпр = 0,02 м (см. табл. 2.3).
При подстановке всех значений в формулу (2.26) получим
ω'о =
767, 4 ⋅ 9,8
⋅ 0,02 = 2,79 м/с.
3,87 ⋅ 5
35
Площадь сечения всех прорезей Sо, м2, рассчитываем по формуле
Sо = nколnпрSпр,
(2.27)
где nкол – количество колпачков на тарелке; nпр – число прорезей в колпачке; Sпр – площадь прорези, м2.
По табл. 2.3 принимаем nпр = 36, Sпр = 0,00008 м2, тогда
Sо = 56 ⋅ 36 ⋅ 0,00008 = 0,16 м2 .
Отношение площади сечения прорезей в колпачке к площади поперечного сечения колонны ϕ определяем по формуле
ϕ=
Sо
,
Fк
(2.28)
где Fк – площадь поперечного сечения колонны,
Fк = 0,785 d 2 =
= 0,785 ⋅ 1,42 = 1,54 м2 .
Таким образом,
ϕ=
Sо 0,16
=
= 0,1.
Fк 1,54
Фактическая скорость пара в прорезях ω0, м/с, составит
ωо =
ωп 0,69
=
= 6,9 м/с,
ϕ
0,1
при этом полное открытие прорезей будет обеспечено, так как ωо > ωо′
(6,9 > 2,79).
Сопротивление сухой тарелки для нижней части колонны в соответствии с формулой (2.25) составит
∆рсух = 5 ⋅
6,9 2 ⋅ 3,94
= 468,96 Па.
2
Сопротивление сил поверхностного натяжения ∆pσ, Па, рассчитывается по формуле
4σ
∆рσ =
,
(2.29)
dэ
где σ – поверхностное натяжение жидкости, Н/м, для нижней части колонны
принимаем σ = 0,016 Н/м для толуола при tж.н = 126 ºС по табл. ХХIV [6];
dэ – эквивалентный диаметр отверстия, м, определяемый для колпачковых
тарелок как
dэ =
4 Sпр
36
П
.
(2.30)
Здесь П – периметр прорези, м,
П = 2 (hпр + b),
(2.31)
где hпр, b – высота и ширина прорези, м.
По табл. 2.3 принимаем hпр = 0,02 м, b = 0,004 м, тогда
dэ =
4 ⋅ 0,00008
= 0,00667 м.
2 ⋅ (0,02 + 0,004)
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения,
для нижней части колонны в соответствии с формулой (2.29) составит
∆рσн =
4 ⋅ 0,016
= 9,61 Па.
0,00667
Статическое сопротивление слоя жидкости ∆pст, Па, на колпачковой
тарелке рассчитывается по уравнению
 hпр

∆рст = 1,3g ⋅ k ⋅ρ ж  l +
+ ∆h  ,
2


(2.32)
где g – ускорение свободного падения, м/с2; k – относительная плотность
пены (принимаем k = 0,5); ρж – плотность жидкости, кг/м3; l – расстояние
от верхнего края прорези до сливного порога, м, принимаем l = 0,02 м;
hпр – высота прорези, м, принимаем hпр = 0,02 м по табл. 2.3; ∆h – высота
уровня жидкости над сливным порогом, м, определяемая по формуле
V 
∆h = 0,00284 ⋅ K  ж.н 
 L 
0,67
,
(2.33)
K – коэффициент, учитывающий увеличение скорости и сужение потока
жидкости в результате сжатия его стенками при подходе к сливной
перегородке; Vж.н – часовой объемный расход жидкости в нижней части
колонны, м3/ч; L – длина сливного борта тарелки, м, принимаем L = 0,87 м
по табл. 2.3.
Объемный расход жидкости в нижней части колонны Vж.н, м3/с, рассчитывается по уравнению
Vж.н =
Gж.н GF + GD R
=
,
ρ ж. н
ρ ж.н
тогда часовой объемный расход
Vж.н =
4,75 + 0,7 ⋅ 4,31 7,767
=
= 0,01 м3 /с = 37,12 м3 /ч.
753,3
753,3
37
(2.34)
При этом нагрузка по жидкости на единицу длины сливной перегородки составит
Vж.н 37,12
=
= 42,67 м3 /(м ⋅ ч).
L
0,87
Фактическая нагрузка не превышает допустимую (65 м3/(м· ч)) [3], что
должно обеспечить равномерное распределение пара по сечению тарелки.
Коэффициент K определяется по графику в зависимости от Vж/L –
нагрузки по жидкости на единицу длины сливной перегородки и L/D:
при
Vж.н 37,12
L 0,87
49,04
=
=
и
=
= 0,62
D 1, 4
L2,5 0,872,5
K = 1,08.
Тогда высота уровня жидкости над сливным порогом согласно формуле (2.33) составит
 37,12 
∆h = 0,00284 ⋅ 1,08 ⋅ 

 0,87 
0,67
= 0,038 м.
Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке в нижней части колонны (при ρж.н = 753,3 кг/м3) по уравнению (2.32) будет
∆рст.н = 1,3 ⋅ 9,8 ⋅ 0,5 ⋅ 753,3 ⋅ (0,02 +
0,02
+ 0,038) = 326,3 Па.
2
Общее сопротивление тарелки по формуле (2.24) составит
∆рт.н = 468,96 + 9,61 + 326,3 = 804,87 Па.
Сопротивление всей тарельчатой части колонны по формуле (2.23)
∆рк = 34 ⋅ 804,87 = 27 365,6 Па.
Минимально допустимое расстояние между тарелками, необходимое
для нормальной работы тарелок, должно удовлетворять условию
hм.т > 1,8
∆pт
.
ρж g
(2.35)
В нашем случае
1,8 ⋅
804,87
= 0,11 м.
767,4 ⋅ 9,8
Принятое расстояние между тарелками hм.т = 450 мм полностью
обеспечит нормальную работу гидрозатвора в переливном устройстве
тарелки.
38
2.1.2. Расчет колонны с клапанными тарелками
Технологический расчет установки выполнен аналогично приведенному выше расчету ректификационной колонны с колпачковыми тарелками.
Различия заключаются лишь в определении скорости пара и гидравлическом расчете колонны.
Определение скорости пара и диаметра колонны
Допустимую скорость пара в колонне ωп, м/с, вычисляем по уравнению
ωп = 0,85 ⋅ 10−4 ⋅ С
ρ ж − ρп
,
ρп
(2.36)
3
где ρж, ρп – плотности жидкости и пара соответственно, кг/м ; С – коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелки, расстояния
между тарелками и поверхностного натяжения жидкости σ.
−3
Величину коэффициента С при σ ≥ 20 ⋅ 10 Н/м определяем по графику (см. рис. 2.4, кривая 1).
−3
При более низких значениях σ < 20 ⋅ 10 Н/м величину коэффициента С рассчитываем по формуле
C = С20 4
σ
,
20 ⋅ 10−3
(2.37)
в которой коэффициент С20 определяем по кривой 1 (см. рис. 2.4).
Тогда скорость пара в верхней части колонны при плотности жидкости ρж.в = 781,49 кг/м3 и плотности пара ρп.в = 3,8 кг/м3 составит
ωп.в = 0,85 ⋅ 10−4 ⋅ 830
781, 49 − 3,8
= 1,01 м/с.
3,8
Скорость пара в нижней части колонны при плотности жидкости
ρж.н = 753,3 кг/м3 и плотности пара ρп.н = 3,94 кг/м3 равна
ωп.н = 0,85 ⋅ 10−4 ⋅ 830
753,3 − 3,94
= 0,97 м/с.
3,94
Диаметр колонны D, м, определяем по уравнению
D = 1,13
GD ( R + 1) M п.ср
ωп ⋅ρп
,
(2.38)
где GD – мольный расход дистиллята, кмоль/с; R – оптимальное флегмовое
число, R = 4,31; Мп.ср – средняя мольная масса пара, кг/кмоль.
39
Мольный расход дистиллята GD, кмоль/с, вычисляем по уравнению
GD =
GD
,
MD
(2.39)
где G D – массовый расход дистиллята, кг/с; МD – мольная масса дистиллята, кг/кмоль, определяемая по формуле (1.17):
М D = 78,11 ⋅ 0,99 + 92,13 ⋅ (1 − 0,99) = 78,25 кг/кмоль,
тогда
GD =
0,7
= 0,0089 кмоль/с.
78, 25
Для верхней части колонны при Mп.в.ср = 82,76 кг/кмоль
Dв = 1,13
0,0089 ⋅ 5,31 ⋅ 82,76
= 1,14 м.
1,01 ⋅ 3,8
Для нижней части колонны при Mп.н.ср = 89,35 кг/кмоль
Dн = 1,13
0,0089 ⋅ 5,31 ⋅ 89,35
= 1,19 м.
0,97 ⋅ 3,94
Принимаем по каталогу, приведенному в пособии [1], стандартный
диаметр колонны Dк = 1 200 мм с периметром слива В = 0,97 м.
Гидравлический расчет колонны
Для тарелок бесколпачковых (ситчатых, клапанных, струйных и др.)
величину общего сопротивления ∆р, Па, можно определить по уравнению
∆p =

ρп ⋅ ω2о.п
2
(
ξ
+
0,5)
+ gρ ж (hW + hOW ) + 0,5∆pσ  ,

3
2

(2.40)
где ξ – общий коэффициент сопротивления тарелки, для клапанных тарелок (клапаны полностью открыты) ξ = 3,63 [7]; ωо.п – скорость пара в рабочем сечении колонны, м/с; hW – высота сливной перегородки, м; hOW –
подпор, м; ∆рσ – сопротивление, связанное с преодолением сил поверхностного натяжения на границе жидкость–пар при выходе пара из отверстий
тарелки в жидкость (см. расчет колпачковых тарелок), Па.
Высоту сливной перегородки hW выбираем с таким расчетом, чтобы
обеспечить достаточный слой жидкости на тарелке: (hW + hOW ) ≥ 40 мм.
При малых расходах жидкости, когда подпор hOW мал, это обеспечивается
сливной перегородкой высотой hW.
40
При больших расходах жидкости, когда слой жидкости на тарелке составляет 80 мм и более, высота сливной перегородки может быть уменьшена
вплоть до hW = 0. В этом случае необходимый слой жидкости на тарелке
обеспечивается за счет подпора жидкости над гребнем слива hOW.
Скорость пара в интервале устойчивой работы клапанных тарелок ωо.п, м/с, может быть определена из уравнения
1,85
 ωо.п 


 Fc 
=
G 2g
,
Fo ζ ⋅ρп
(2.41)
где Fс – доля свободного сечения тарелки, %; G – масса клапана, кг; Fо –
площадь отверстия под клапаном, м2; ζ – коэффициент сопротивления,
ζ = 3 [6].
Принимаем диаметр отверстия под клапаном равным d = 70 мм, массу клапана G = 0,0025 кг [1]. Следовательно,
Fо = 0,785 · d2 = 0,785 · 0,072 = 0,00385 м.
Выражая ωо.п из уравнения (2.41), получим:
а) скорость пара в рабочем сечении верхней части колонны
ωо.п.в = 1,85
0,0025 ⋅ 2 ⋅ 9,8
м
= 1,1 ,
0,00385 ⋅ 3 ⋅ 3,8
с
б) скорость пара в рабочем сечении нижней части колонны
ωо.п.н = 1,85
0,0025 ⋅ 2 ⋅ 9,8
м
= 1,04 .
0,0385 ⋅ 3 ⋅ 3,94
с
Уровень слоя жидкости на тарелке (подпор) обусловлен высотой
сливной перегородки и зависит от расхода жидкости, формы и длины
сливной перегородки [7].
Для сплошной сливной перегородки подпор hOW, м, можно рассчитать по уравнению
2
 L 3
hOW = 0,0029 ⋅ KOW  V  ,
(2.42)
B
 
где KOW – поправочный коэффициент, учитывающий влияние стенок колонны на работу сегментного переливного кармана и определяемый по
3
графику (рис. 2.6); LV – объемный расход жидкости, м /ч; В – периметр
слива, м.
Расход жидкости, проходящей в верхней части колонны LVв, м3/с, составит
GD ⋅ R
0,7 ⋅ 4,31
м3
.
LVв =
=
= 0,0032
с
Dк ⋅ρ ж.в 1, 2 ⋅ 781, 49
41
Расход жидкости, проходящей в нижней части колонны LVн, м3/с, равен
(GD ⋅ R ) + GF (0,7 ⋅ 4,31) + 4,75
м3
LVн =
=
= 0,01
.
Dк ⋅ρ ж.н
1, 2 ⋅ 753,3
с
Для определения поправочного коэффициента KOW находим отношение
B 0,97
=
= 0,81.
Dк
1, 2
Для верхней части колонны
LVв ⋅ 3 600 0,0032 ⋅ 3 600
=
= 12, 4, KOWв = 1,02.
B 2,5
0,972,5
Для нижней части колонны
LVн ⋅ 3 600 0,01 ⋅ 3 600
=
= 39, KOWн = 1,04.
B 2,5
0,972,5
Подпор жидкости на тарелке для верхней части колонны по уравнению (2.42) составит
2
 0,00386 ⋅ 3 600  3
hOWв = 0,0029 ⋅ 1,02 ⋅ 
 = 0,017 м.
0,97


Высоту сливной перегородки на тарелке для верхней части колонны hWв выбираем из условия (hWв + hOWв ) ≥ 40 мм, поэтому hWв = 0,023 м.
Рис. 2.6. График для определения поправочного коэффициента KOW
42
Подпор жидкости на тарелке для нижней части колонны по уравнению (2.42) равен
2
 0,01 ⋅ 3600  3
hOWн = 0,0029 ⋅ 1,04 ⋅ 

0,97
 = 0,033 м.

Высоту сливной перегородки на тарелке для нижней части колонны hWн выбираем из условия (hWн + hOWн ) ≥ 40 мм, поэтому hWн = 0,007 м.
Сопротивление, обусловленное действием сил поверхностного натяжения ∆рσ, Па, рассчитываем по уравнению
∆pσ =
σ
rгидр
,
(2.43)
где σ – поверхностное натяжение жидкости при средней температуре, Н/м,
по табл. ХХIV [6] принимаем для верхней части колонны σ = 0,018 Н/м для
бензола при tж.н = 107 ºС, для нижней части колонны σ = 0,016 Н/м для толуола при tж.н = 126 ºС; rгидр – гидравлический радиус отверстий, через которые пар выходит в жидкость, м,
rгидр =
Fо
.
По
(2.44)
Здесь Fо – площадь отверстий, м2; По – периметр отверстий, м,
По = π d = 3,14 · 0,07 = 0,22 м.
В соответствии с формулой (2.44) гидравлический радиус отверстий
составит
rгидр =
0,00385
= 0,0175 м.
0, 22
Тогда сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения, по формуле (2.43) будет равно:
а) для верхней части колонны
∆pσв =
0,018
= 1,03 Па;
0,0175
б) для нижней части колонны
∆pσн =
0,016
= 0,92 Па.
0,0175
В соответствии с формулой (2.40) сопротивление тарелки в верхней
части колоны составит
43

2
3,8 ⋅ 1,12
∆pв = (3,63 + 0,5)
+ 9,8 ⋅ 781, 49 ⋅ (0,023 + 0,017) + 0,5 ⋅ 1,03 =
3
2

= 210,9 Па,
сопротивление тарелки в нижней части колоны –

2
3,94 ⋅ 1,042
∆pн = (3,63 + 0,5)
+ 9,8 ⋅ 753,3 ⋅ (0,007 + 0,033) + 0,5 ⋅ 0,92  =
3
2

= 203,04 Па.
Общее сопротивление колонны ∆Робщ, Па, определяем по формуле
∆pобщ = ∆pв ⋅ nв + ∆pн ⋅ nн ,
(2.45)
где nв, nн – действительное число тарелок в верхней и нижней частях колонны соответственно.
Таким образом, ∆pобщ = 210,9 ⋅ 20 + 203,04 ⋅ 14 = 7 060,56 Па.
2.1.3. Расчет колонны с ситчатыми тарелками
Технологический расчет выполнен аналогично приведенному выше
расчету ректификационной колонны с колпачковыми тарелками. Различия
заключаются лишь в определении скорости пара в колонне и гидравлическом расчете.
Определение скорости пара и диаметра колонны
Рекомендуемую скорость пара в колонне ω′п , м/с, рассчитываем по
уравнению
ρ
ω′п = C ж ,
(2.46)
ρп
где С – коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидко3
сти (рис. 2.7); ρж, ρп – плотности жидкости и пара, кг/м .
По справочным данным [1] принимаем расстояние между тарелками
hм.т = 450 мм. По графику (рис. 2.7) для ситчатых тарелок С = 0,068.
Тогда по формуле (2.46) скорость пара будет равна
ω′п = 0,068
767, 4
м
= 0,96 .
3,87
с
44
Диаметр колонны согласно формуле (1.11) составит
D=
1,59
= 1, 45 м.
0,785 ⋅ 0,96
hм.т , мм
Рис. 2.7. Значение коэффициента С в зависимости
от конструкции тарелок и расстояния между ними hм.т:
А, Б – колпачковые тарелки с круглыми
колпачками; В – ситчатые тарелки
Действительная скорость пара в колонне будет равна
2
2
 D 
м
 1, 45 
ωп = ω′п 
= 0,79 ,
 = 0,96 ⋅ 

с
 1,6 
 Dк 
где Dк – стандартый диаметр колонны, принятый по каталогу «Колонные
аппараты» [1], Dк = 1,6 м.
Гидравлический расчет колонны
Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий dо = 4 мм, высота сливной перегородки hп = 40 мм. Свободное сечение
тарелки (суммарная площадь отверстий) составляет 10 % от общей площади тарелки (∑fо/Fк = 10 %).
45
Гидравлическое сопротивление тарелки ∆p, Па, в верхней и нижней
частях колонны рассчитывается по уравнению
∆p = ∆pсух + ∆pσ + ∆pп.ж,
(2.47)
где ∆pсух – гидравлическое сопротивление сухой тарелки, Па; ∆pσ – сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, Па; ∆pп.ж –
сопротивление парожидкостного слоя, Па.
Гидравлическое сопротивление сухой тарелки ∆pсух, Па, определяем
по формуле
ζ ⋅ ω2о ⋅ρпв
∆pсух =
,
2
(2.48)
где ζ – коэффициент сопротивления тарелки: для ситчатых тарелок со свободным сечением отверстий от 7 до 10 % принимаем ζ = 1,82; со свободным сечением от 11 до 25 % принимаем ζ = 1,45; ωо – скорость пара
в отверстиях тарелки, м/с.
Скорость пара в отверстиях тарелки ωо, м/с (при ∑fо/Fк = 10 %), составит
ωо = ωп
Fк
100
м
= 0,79 ⋅
= 7,9 .
10
с
∑ fо
Сопротивление сухой тарелки рассчитаем по формуле (2.48):
а) в верхней части колонны
1,82 ⋅ 7,92 ⋅ 3,8
∆pсух.в =
= 215,8 Па;
2
б) в нижней части колонны
1,82 ⋅ 7,92 ⋅ 3,94
∆pсух.н =
= 223,8 Па.
2
Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения ∆pσ,
Па, определяем по формуле
∆pσ =
4σ
,
dо
(2.49)
где σ – поверхностное натяжение жидкости при средней температуре, Н/м,
по табл. ХХIV [6] принимаем для верхней части колонны σ = 0,018 Н/м для
бензола при tж.н = 107 ºС, для нижней части колонны σ = 0,016 Н/м для толуола при tж.н = 126 ºС.
46
Тогда сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения, составит
а) для верхней части колонны
∆pσв =
4 ⋅ 0,018
= 18,0 Па;
0,004
б) для нижней части колонны
∆pσн =
4 ⋅ 0,016
= 16,0 Па.
0,004
Сопротивление парожидкостного слоя ∆pпж, Па, определяем по формуле
∆pпж = 1,3hпж ⋅ k ⋅ρ ж ⋅ g ,
(2.50)
где hпж – высота парожидкостного слоя, м,
hпж = hп + ∆h.
(2.51)
Здесь hп – высота сливной перегородки, м; ∆h – высота слоя над сливной
перегородкой, м.
Высоту слоя над сливной перегородкой ∆h, м, рассчитываем по
уравнению
2
3
 Vж
∆h = 
 ,
 1,85П ⋅ k 
(2.52)
где Vж – объемный расход жидкости, м3/c; П – периметр сливной перегородки (длина дуги), м; k – отношение плотности парожидкостного слоя
(пены) к плотности жидкости, k = ρп/ρж, принимаем 0,5.
Периметр сливной перегородки (длину дуги) П, м, определяем по
уравнению
П=
2α
α⋅π⋅ D
π⋅ D =
,
360
180
(2.53)
где α – величина угла выреза сливной перегородки, принимаем α = 40 [1].
Тогда
40 ⋅ 3,14 ⋅ 1,6
П=
= 1,12 м.
180
Объемный расход жидкости Vж, м3/с, составит:
а) в верхней части колонны
Vж.в =
GD ⋅ R ⋅ M ср.в
M D ⋅ρ ж.в
0,7 ⋅ 4,31 ⋅ 83,92
м3
;
=
= 0,0041
78, 25 ⋅ 781, 49
с
47
б) в нижней части колонны
 G ⋅ R GF  M ср.н  0,7 ⋅ 4,31 4,75  90,56
м3
Vж.н =  D
+
=
+
⋅
=
0,011
.

 78, 25
 753,3
M
M
ρ
89,14
с


D
F 
ж.н

Находим высоту слоя над сливной перегородкой по формуле (2.52):
а) в верхней части колонны
2
0,0041  3

∆hв = 
 = 0,025 м;
 1,85 ⋅ 1,12 ⋅ 0,5 
б) в нижней части колонны
2
3
0,011

∆hн = 
 = 0,048 м.
 1,85 ⋅ 1,12 ⋅ 0,5 
Высоту парожидкостного слоя на тарелке находим по формуле (2.51):
а) в верхней части колонны
hпж.в = hп + ∆h = 0,04 + 0,025 = 0,065 м;
б) в нижней части колонны
hпж.н = 0,04 + 0,048 = 0,088 м.
Сопротивление парожидкостного слоя вычисляем по формуле (2.50):
а) в верхней части колонны
∆pпж.в = 1,3 ⋅ 0,065 ⋅ 0,5 ⋅ 781, 49 ⋅ 9,81 = 323,9 Па;
б) в нижней части колонны
∆pпж.н = 1,3 ⋅ 0,088 ⋅ 0,5 ⋅ 753,3 ⋅ 9,81 = 422,7 Па.
Общее гидравлическое сопротивление тарелки определяем по формуле (2.47):
а) в верхней части колонны
∆pв = 215,8 + 18,14 + 323,9 = 557,84 Па;
б) в нижней части колонны
∆pн = 223,8 + 16,0 + 422,7 = 662,5 Па.
Для нормальной работы тарелок должно соблюдаться необходимое
условие:
∆p
hм.т > 1,8
.
ρж ⋅ g
48
Проверим это для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление ∆pн больше, чем у тарелок верхней части.
Тогда
1,8 ⋅ ∆pн 1,8 ⋅ 662,5
=
= 0,16 м.
ρ ж.н ⋅ g 753,3 ⋅ 9,81
Следовательно, принятое расстояние между тарелками hм.т = 0,45 м
достаточное для создания гидравлического затвора.
Минимальная скорость пара в отверстиях, необходимая для равномерной работы тарелки, ωо min, м/с, рассчитывается по формуле
ωо min = 0,67
g ⋅ρ ж ⋅ hпж
.
ζ ⋅ρп
(2.54)
Определим минимальную скорость пара в отверстиях для тарелки
нижней части колонны:
ωо min = 0,67
9,81 ⋅ 753,3 ⋅ 0,088
м
= 6,38 .
1,82 ⋅ 3,94
с
В нашем случае ωo min < ωo (6,38 < 7,9 м/с). Следовательно, все отверстия на тарелке будут работать.
Общее гидравлическое сопротивление колонны с ситчатыми тарелками составит
∆pобщ = 557,84 ⋅ 20 + 662,5 ⋅ 14 = 20 431,8 Па
согласно формуле (2.45).
2.2. РАСЧЕТ НАСАДОЧНОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
Насадочные колонны получили широкое распространение в химической промышленности благодаря простоте их устройства, дешевизне изготовления и малому гидравлическому сопротивлению при пленочном
режиме работы.
Недостатком работы насадочной колонны является неравномерность
распределения пара и жидкости по поперечному сечению, а следовательно,
неодинаковая эффективность различных ее частей и низкая эффективность
всей колонны в целом.
На эффективность работы насадочной колонны влияют массовые
расходы пара и жидкости, тип и степень смачиваемости насадки, отношение диаметра колонны к размеру насадки, высота слоя насадки, распределение потоков по сечению колонны.
49
Наиболее распространенные типы используемых в промышленности
насадок и способы их укладки в аппарат приведены в учебной литературе [1; 6].
При выборе насадки учитывают достоинства и недостатки различных типов. Чтобы насадка работала эффективно, она должна удовлетворять следующим требованиям: обладать большой удельной поверхностью;
оказывать небольшое гидравлическое сопротивление газовому потоку;
хорошо смачиваться рабочей жидкостью; быть коррозиестойкой по отношению к рабочей жидкости и пару; обладать высокой механической стойкостью; быть легкой; иметь невысокую стоимость. На заводах химической
промышленности насадочные колонны заполняют главным образом кольцами, изготовленными из керамики.
При противоточном движении фаз в обычных насадочных колоннах
можно наблюдать четыре характерных режима движения потоков: пленочный, промежуточный, турбулизации и эмульгирования.
Пленочный режим возникает при капельно-пленочном течении жидкости, когда плотность орошения и скорость газа являются небольшими.
Жидкость в этом случае движется от элемента к элементу насадки
в виде капель и пленок, мало смачивая насадку.
Промежуточный режим наблюдается при пленочно-струйном движении. Жидкость покрывает насадку в виде тонкой пленки, причем значительная доля поверхности остается несмоченной. Пленка и струи жидкости
затормаживают поток газа с образованием отдельных вихрей.
При турбулизации жидкость стекает по насадке в виде пленки, но
доля смоченной поверхности значительно возрастает и в пленку жидкости
проникают вихри. С повышением скорости газа увеличиваются турбулизация потоков и массоперенос конвективными токами. При этих гидродинамических условиях возникает режим эмульгирования.
При режиме эмульгирования турбулентность становится настолько
значительной, что происходит разрыв граничной между потоками поверхности; газовые вихри, непрерывно возникая и перемещаясь, проникают в завихренную жидкость, в которой также возникают и перемещаются жидкостные
вихри. Интенсивность массообмена достигает максимальных значений.
С последующим увеличением скорости газа происходит накапливание жидкости в колонне, вся насадка затапливается и начинается выброс
жидкости из колонны.
Расчет материального баланса, оптимального флегмового числа,
графическое определение числа ступеней изменения концентраций производятся так же, как для тарельчатых колонн. Таким образом, в соответствии с проведенным выше расчетом имеем Rопт = 4,31. Дальнейший расчет
насадочной колонны ведется отдельно для верхней и нижней частей колонны. Это объясняется тем, что объемный расход и скорости пара для
обоих частей колонны будут различны.
50
В качестве насадки используем керамические кольца Рашига, засыпка в навал.
По табл. ХVII [6] определяем характеристики насадки: размеры
кольца – 35×35×4 мм; удельная поверхность σ – 140 м2/м3; свободный объем Vс – 0,78 м3/м3.
Определение скорости пара в колонне
Скорость пара ωз в обычных насадочных колоннах, работающих
в условиях начала затопления насадки и появления эмульгационного слоя
(т. е. в режиме точки инверсии фаз), вычисляется по уравнению
0,25
 ω2з ⋅ σ ⋅ρп ⋅µ ж 0,16 
 L   ρп 
lg 
 = −0,125 − 1,75 ⋅   

3
g
⋅
V
⋅ρ
 G   ρж 
с
ж


0,125
,
(2.55)
где σ – удельная поверхность насадки, м2/м3; ρп, ρж – плотности пара
3
и жидкости, кг/м ; µ ж – динамический коэффициент вязкости жидкости,
2
мПа·с; g – ускорение свободного падения, м/c ; Vс – свободный объем насадки, м3/м3; L, G – массовые расходы жидкости и пара, кг/с.
Поскольку отношения L/G и физические свойства фаз в верхней
и нижней частях колонны различны, предельные скорости пара для каждой
части рассчитываем отдельно.
Средние массовые расходы по жидкости для верхней Lв, кг/с, и нижней частей колонны Lн, кг/с, определяются из соотношений
М ж.в
,
MD
(2.56)
M ж.н
M
+ GF ж.н ,
MD
MF
(2.57)
Lв = GD ⋅ R
Lн = GD ⋅ R
где GD, GF – массовые расходы дистиллята и питания, кг/с; R – флегмовое
число; Мж.в, Мж.н – средние мольные массы жидкости в верхней и нижней
частях колонны, кг/кмоль; МD – мольная масса дистиллята, кг/кмоль; МF –
мольная масса питания, кг/кмоль.
Мольная масса дистиллята рассчитана ранее по формуле (1.13) и составляет 78,25 кг/кмоль. Мольную массу питания МF, кг/кмоль, рассчитываем по формуле
M F = M A ⋅ xF + M в (1 − xF ) ,
тогда
M F = 78,11 ⋅ 0, 21 + 92,13 ⋅ (1 − 0, 21) = 89,18 кг/кмоль.
51
(2.58)
Подставляя ранее рассчитанные величины в уравнения (2.56) и (2.57),
получаем
Lв = 0,7 ⋅ 4,31 ⋅
Lн = 0,7 ⋅ 4,31 ⋅
83,92
= 3, 24 кг/с,
78,25
90,56
90,56
+ 4,75 ⋅
= 8,31 кг/с.
78,25
89,18
Средние массовые расходы пара для верхней Gв, кг/с, и нижней частей колонны Gн, кг/с, определяются из соотношений
Gв = GD ( R + 1)
М п.в
,
MD
(2.59)
Gн = GD ( R + 1)
M п.н
,
MD
(2.60)
где Мп.в, Мп.н – средние мольные массы пара в верхней и нижней частях
колонны, кг/кмоль, вычисленные по формуле (2.4).
Подставляя ранее рассчитанные величины в уравнения (2.59) и (2.60),
имеем
Gв = 0,7 ⋅ ( 4,31 + 1) ⋅
82,76
= 3,93 кг/с,
78, 25
Gн = 0,7 ⋅ ( 4,31 + 1) ⋅
89,35
= 4, 24 кг/с.
78, 25
Подставляя все данные в формулу (2.55) получим соотношения:
а) для верхней части колонны
 ω2 ⋅ 140 ⋅ 3,8 ⋅ 0, 2360,16 
 3, 24 
=
−
0,125
−
1,75
⋅
lg  п.в

 3,93 
3


 9,8 ⋅ 0,78 ⋅ 781, 49 
0,25
 3,8 
 781, 49 


0,125
,
или
(
)
lg 0,117ω2п.в = −0,977, откуда ωп.в = 0,97 м/с;
б) для нижней части колонны
 ω2п.н ⋅ 140 ⋅ 3,94 ⋅ 0, 20,16 
 8,31 
=
−
0,125
−
1,75
⋅
lg 

 4, 24 
3


 9,8 ⋅ 0,78 ⋅ 753,3 
0,25
 3,94 
⋅

 753,3 
или
(
)
lg 0,122ω2п.в = −1, 201, откуда ωп.н = 0,72 м/с.
52
0,125
,
Для ректификационных колонн, работающих в пленочном режиме,
рабочую скорость пара можно принимать на 20–30 % ниже предельной [1].
Примем рабочую скорость на 25 % ниже предельной, тогда рабочая
скорость ω, м/с, составит:
– в верхней части колонны ωв = 0,75 ⋅ 0,97 = 0,73 м/с;
– в нижней части колонны ωн = 0,75 ⋅ 0,72 = 0,54 м/с.
Диаметр насадочной ректификационной колонны D, м, определяют
по уравнению
G
D=
.
(2.61)
0,785ω⋅ρп
Подставляя соответствующие значения в формулу (2.61), получим:
а) диаметр верхней части колонны
Dв =
3,93
= 1,34 м;
0,785 ⋅ 0,73 ⋅ 3,8
б) диаметр нижней части колонны
Dн =
4, 24
= 1,59 м.
0,785 ⋅ 0,54 ⋅ 3,94
Принимаем стандартный диаметр обечайки Dк = 1 600 мм одинаковым для обеих частей колонны [1], при этом действительная скорость пара
составит:
– в верхней части колонны
2
 1,34 
ωв = 0,73 ⋅ 
 = 0,51 м/с;
 1,6 
– в нижней части колонны
2
 1,59 
ωн = 0,54 ⋅ 
 = 0,53 м/с.
 1,6 
Для обычных насадочных колонн оптимальная плотность орошения Uопт, м3/(м2·с), выше которой всю поверхность насадки можно считать
смоченной, определяется по формуле
U опт = σ ⋅ b,
(2.62)
где σ – удельная поверхность насадки, м2/м3; b – поправочный коэффициент, м2/с, для процесса ректификации, b = 0,022 · 10–3 м2/с [5].
Тогда по формуле (2.62)
U опт = 140 ⋅ 0,022 ⋅ 10−3 = 0,0031 м3 /(м2 ⋅ с).
53
Фактические плотности орошения для верхней Uв, м3/(м2·с), и нижней частей колонны Uн, м3/(м2·с), определяются из соотношений
Uв =
Lв
,
ρ ж.в ⋅ 0,785 ⋅ Dк2
(2.63)
Uн =
Lн
.
ρн.в ⋅ 0,785 ⋅ Dк2
(2.64)
Подставляя все данные в формулу (2.63), получаем значение фактической плотности орошения
шения для верхней части колонны:
Uв =
3, 24
= 0,0021 м3 /(м
м 2 ⋅ с).
2
781, 49 ⋅ 0,785 ⋅ 1,6
Так как в верхней части колонны фактическая плотность орошения
ниже оптимальной: Uв < Uопт (0,0021 < 0,0031 м3/(м2·с)),
с)), коэффициент
смачиваемости насадки ψ в находим по рис. 2.8 при отношении
Uв
0,0021
=
= 0,68 , тогда ψ в = 0,75.
U опт 0,0031
U / U опт
Рис. 2.8. Определение коэффициента смачиваемости
смачиваемости:
1 – насадка кольцами (навалом); 2 – деревянная
хордовая насадка
54
Подставляя все данные в формулу (2.64), получаем значение фактической плотности орошения для нижней части колонны:
Uн =
8,31
= 0,0055 м3 /(м 2 ⋅ с).
2
753,3 ⋅ 0,785 ⋅ 1,6
Так как в нижней части колонны фактическая плотность орошения
выше оптимальной: Uн > Uопт (0,0055 > 0,0031 м3/(м2·с)), коэффициент смачиваемости насадки равен единице: ψ н = 1.
Таким образом, насадка орошается полностью в нижней части колонны и на 75 % − в верхней части.
Определение высоты колонны
Высота слоя насадки Нн, м, в обычных насадочных колоннах, работающих при оптимальном режиме, может быть определена по следующему
уравнению:
(2.65)
Hн = nоуhоу,
где nоу – общее число единиц переноса по паровой фазе; hоу – общая высота
единицы переноса, м.
Общее число единиц переноса nоу рассчитываем методом графического интегрирования с учетом зависимости
yD
nоy = ∫
yW
dy
= S ⋅ Mx ⋅ M y,
*
y −y
(2.66)
где S – площадь, ограниченная кривой, ординатами уD и уw и осью абсцисс;
Мх – масштаб по оси асцисс; Му – масштаб по оси ординат; у* и у – равновесная и рабочая концентрации (мольные доли) легколетучего компонента
в паре.
Для этого по диаграмме х–у снимаем значения рабочих концентраций х, у и соответствующих им равновесных концентраций у*. Эти значе1
ния заносим в табл. 2.5, рассчитываем значение ∗
и строим графичеy −y
1
скую зависимость ∗
= f ( y ) (рис. 2.9).
y −y
(
)
Таблица 2.5
Значение рабочих и соответствующих им равновесных концентраций
x
y
y*
y* – y
0,05
0,15
0,050
0,250
0,073
0,279
0,023
0,029
55
1
y*−y
43,480
34,480
Окончание табл. 2.5
x
y
y*
y* – y
0,21
0,35
0,45
0,55
0,65
0,75
0,85
0,99
0,377
0,487
0,566
0,645
0,730
0,800
0,880
0,990
0,390
0,566
0,649
0,720
0,796
0,860
0,920
0,999
0,013
0,079
0,083
0,075
0,800
0,060
0,040
0,009
1
y*−y
76,920
12,660
12,048
13,330
14,700
16,670
25,000
111,100
По рис. 2.9 находим общее число единиц переноса верхней и нижней
частей колонны:
noyв = 13, 25, noyн = 5, 46.
Общую высоту единиц переноса hоу, м, определяем по уравнению
hoy = h y +
m ⋅G
hx ,
L
(2.67)
где hх, hу – высоты единиц переноса в жидкой и паровой фазах, м; m –
средний коэффициент распределения в условиях равновесия для соответствующей части колонны; G/L – отношение мольных нагрузок по пару
и жидкости, кмоль/кмоль.
120
100
80
60
40
20
0,99
0,88
0,80
0,73
0,65
0,57
0,49
0,38
0,15
0,05
0
Рис. 2.9. Графическое определение общего числа единиц
переноса в паровой фазе для верхней (укрепляющей)
части колонны в интервале изменения состава пара от y F до y D
и для нижней (исчерпывающей) – в интервале от yW до y F
56
Y
Отношение нагрузок по пару и жидкости G/L, кмоль/кмоль, находим
по соотношениям:
а) для верхней части колонны
Gв R + 1
=
,
Lв
R
(2.68)
тогда
Gв 4,31 + 1
кмоль
=
= 1, 23
;
Lв
4,31
кмоль
б) для нижней части колонны
Gн
R +1
=
,
Lн R + F
(2.69)
где F – относительный (на 1 кмоль дистиллята) мольный расход питания,
кмоль/кмоль, определяемый по формуле
F=
GF ⋅ M F
,
GD ⋅ M D
(2.70)
тогда
F=
4,75 ⋅ 89,35
кмоль
= 7,75
.
0,7 ⋅ 78, 25
кмоль
При подстановке всех значений в формулу (2.69) получим
Gн
4,31 + 1
кмоль
=
= 0, 44
.
Lн 4,31 + 7,75
кмоль
Высоту единицы переноса в жидкой фазе hх, м, найдем по формуле
hx = 0, 258Ф ⋅ с ⋅ Рrж 0,5 ⋅ Z 0,15 ,
(2.71)
где Ф – коэффициент, зависящий от массовой плотности орошения L, определяемый по рис. VII.6, б [1]; c – коэффициент, зависящий от отношения рабочей скорости пара к предельной ω / ωп , определяемый по рис. VII.6, а [1];
Рrж – критерий Прандтля для жидкости; Z – высота слоя насадки одной
секции, м.
Коэффициенты Ф и с составили:
Фв = 0,045, Фн = 0,08; св = 0,88, сн = 0,78.
Критерий Прандтля для жидкости, определенный ранее по формуле (2.11): для верхней части колонны Рrж.в = 55,5; для нижней части колонны Рrж.н = 42.
57
Из условия прочности опорной решетки и нижних слоев насадки,
а также из условия равномерности распределения жидкости по насадке Z
не должна превышать 3 м, поэтому принимаем Z = 3 м.
Таким образом, при подстановке всех значений в формулу (2.71) высота единицы переноса составит:
а) для верхней части колонны
hxв = 0, 258 ⋅ 0,045 ⋅ 0,88 ⋅ 55,50,5 ⋅ 30,15 = 0,09 м;
б) для нижней части колонны
hxн = 0, 258 ⋅ 0,08 ⋅ 0,78 ⋅ 420,5 ⋅ 30,15 = 0,12 м.
Высоту единицы переноса в паровой фазе hy, м, рассчитываем по
формуле
hy =
0,0175 ⋅ ψ ⋅ Prп0,5 ⋅ Dк1,24 ⋅ Z 0,33
( Ls ⋅ f1 ⋅ f 2 ⋅ f3 )0,6
,
(2.72)
где ψ – коэффициент, зависящий от отношения рабочей скорости пара
к предельной ω / ωп , определяемый по рис. VII.6, а [1]; Рrп – критерий
2
Прандтля для пара; Ls – массовая плотность орошения, кг/(м ·с); Dк – диаметр колонны, м; f1, f2, f3 – коэффициенты, зависящие от физических
свойств жидкости.
По рис. VII.6, а [1] определяем коэффициент ψ:
ω
0,51
а) для верха колонны при в =
= 0,68 ψв = 148;
ωпр 0,75
б) для низа колонны при
ωн 0,53
=
= 0,71 ψн = 140.
ωпр 0,75
Критерий Прандтля в паровой фазе Prп рассчитывается по формуле
Рrп =
µп
,
ρп ⋅ Dп
(2.73)
где µ п – динамическая вязкость пара, Па·с, определенная по формуле (2.10); ρп – плотность пара, кг/м3, найденная по формуле (2.5); Dп – коэффициент молекулярной диффузии в паровой фазе, м2/с, вычисленный по
формуле (2.8).
Подставляя все ранее рассчитанные величины в формулу (2.73), получим:
9,38 ⋅ 10−6
а) для верхней части колонны Рrп.в =
= 0,65;
3,8 ⋅ 3,8 ⋅ 10−6
58
б) для нижней части колонны Рrп.н =
9,58 ⋅ 10−6
= 0,58.
3,94 ⋅ 4, 2 ⋅ 10−6
2
Массовая плотность орошения Ls, кг/(м ·с), определяется по формуле
Ls =
L
.
0,785Dк 2
(2.74)
Для верхней части колонны
Lsв =
3,017
кг
=
1,5
;
0,785 ⋅ 1,62
м2 ⋅ с
для нижней части колонны
Lsн =
7,767
кг
=
3,9
.
0,785 ⋅ 1,62
м2 ⋅ с
Коэффициенты f1–f3, зависящие от физических свойств жидкости,
рассчитаем по формулам
f1 = µ0,16
x ,
(2.75)
1,25
 1000 
f2 = 

 ρx 
 72,8 ⋅ 10−3 
f3 = 

σ


(2.76)
,
0,8
,
(2.77)
где µ х – динамическая вязкость жидкости, мПа·с; σ – поверхностное натяжение жидкости при средней температуре, Н/м.
Поправочные коэффициенты, определенные по формулам (2.75)–
(2.77) составят:
а) для верхней части колонны
1,25
0,16
f1в = 0, 236
 1000 
= 0,79, f 2в = 

 781, 49 
 72,8 ⋅ 10−3 
= 1,36, f 3в = 
−3 
18
⋅
10


0,8
= 3,06;
б) для нижней части колонны
1,25
 1000 
f1н = 0,20,16 = 0,77, f 2н = 

 753,3 
 72,8 ⋅ 10−3 
= 1,42, f 3н = 

 16 ⋅ 10−3 


59
0,8
= 3,36.
Подставляя все ранее рассчитанные величины в формулу (2.72), получим:
а) для верхней части колонны
h ун =
0,0175 ⋅ 148 ⋅ 0,650,5 ⋅ 1,61,24 ⋅ 30,33
= 2,1 м;
(1,5 ⋅ 0,79 ⋅ 1,36 ⋅ 3,06)0,6
б) для нижней части колонны
h ув =
0,0175 ⋅ 140 ⋅ 0,580,5 ⋅ 1,61,24 ⋅ 30,33
= 0,97 м.
(3,9 ⋅ 0,77 ⋅ 1, 42 ⋅ 3,36)0,6
Значения коэффициента mв = 1,6 для верхней части колонны и mн =
= 0,74 для нижней части колонны определяем по табл. 2.4 арифметическим
усреднением локальных значений m в интервалах изменения составов
жидкости: соответственно, для верхней части колонны от хF до хD и для
нижней части колонны от хW до хF.
Общую высоту единиц переноса находим по уравнению (2.67):
а) для верхней части колонны
hoyв = 2,1 + 1,6 ⋅ 1, 23 ⋅ 0,09 = 2, 28 м;
б) для нижней части колонны
hoyн = 0,97 + 0,74 ⋅ 0, 44 ⋅ 0,12 = 1,01 м.
Высота насадки в верхней и нижней частях колонны согласно выражению (2.65) равна, соответственно,
H н.в = 13, 25 ⋅ 2, 28 = 30, 2 м;
H н.н = 5, 46 ⋅ 1,01 = 5,5 м.
Общая высота насадки в колонне составит
H н = H н.в + H н.н = 30, 2 + 5,5 = 35,7 м.
С учетом того что высота слоя насадки в одной секции Z = 3 м, общее число секций в колонне n = 35,7/3 = 12.
Общую высоту насадочной ректификационной колонны Нк, м, определяем по уравнению
Hк = Z · n + (n − 1) hр + Zв + Zн,
(2.78)
где hр – высота промежутков между секциями насадки, м, в которых устанавливают распределители жидкости, принимаем hр = 0,5 м [1]; Zв – высота
сепарационного пространства над насадкой, м; Zн – расстояние между
днищем колонны и насадкой, м.
60
Значения Zв и Zн выбираем в соответствии с диаметром колонны [1].
Принимаем Zв = 1 м, Zн = 2 м. Получим
Hк = 3·12 + (12 – 1)·0,5 + 1 + 2 = 44,5 м
при подставлении значения в формулу (2.78).
Гидравлический расчет колонны
Гидравлическое сопротивление насадочных колонн для систем «газ–
 ∆p 
жидкость» и «пар–жидкость» в точке инверсии  и  , Па/м, может
 l п − ж
быть рассчитано по следующей формуле:
0,19
0,038
0,34

 ∆pи 
 ∆p  
 L   ρп   µ ж 
,
=
1
+
5,15
⋅
 





  
 l п − ж  l п 
 G   ρж   µп 

(2.79)
 ∆p 
где 
 – сопротивление сухой насадки (на 1 м ее высоты), Па/м; L/G –
 l п
отношение массовых расходов жидкости и газа (пара), кг/кг; ρп – плотность пара, кг/м3; ρж – плотность жидкости, кг/м3; µп, µж – динамическая
вязкость пара и жидкости соответственно, Па·с.
 ∆p 
Сопротивление сухой насадки 
 , Па/м, при Re > 400 определя l п
ется по уравнению
ρп ⋅ ωп 2 ⋅ σ
 ∆p 
,
(2.80)

 =λ
24Vc3
 l п
где λ – коэффициент сопротивления сухой насадки; ωп – действительная
скорость пара, м/с; σ – удельная поверхность насадки, м2/м3; Vc – свободный объем насадки, м3/м3.
Критерий Рейнольдса для пара Reп рассчитывается по формуле
Reп =
ωп ⋅ d э ⋅ρп
,
Vс ⋅µ п
(2.81)
где dэ – эквивалентный диаметр насадки, м,
dэ =
4Vс
.
σ
(2.82)
В соответствии с формулой (2.79) для выбранной насадки имеем
dэ =
4 ⋅ 0,78
= 0,022 м.
140
61
Сопротивление слоя насадки ∆рн, Па, определяется по формуле
 ∆p 
∆pн = Н  и  .
 l п − ж
(2.83)
Сопротивление верхней части колонны. Определяем критерий
Рейнольдса для пара по формуле (2.81):
Re п.в =
0,51 ⋅ 0,022 ⋅ 3,8
= 5 828.
0,78 ⋅ 9,38 ⋅ 10−6
Для турбулентного режима коэффициент сопротивления сухой насадки
в виде беспорядочно рассыпанных колец Рашига вычисляем по формуле
λ=
16
,
Re0,2
п
(2.84)
тогда
λв =
16
= 2,83.
5 8280,2
Потеря давления на 1 м высоты сухой насадки по формуле (2.80) для
верхней части колонны составит
2
3,8 ⋅ 0,51 ⋅ 140
Па
 ∆p 
= 32, 4
.

 = 2,64 ⋅
3
м
24 ⋅ 0,78
 l п
Сопротивление орошаемой насадки в верхней части колонны вычислим по формуле (2.79):
0,038
0,19


 0, 236 ⋅ 10−3 
 ∆pи 
0,34  3,8 

=

 = 32, 4 ⋅ 1 + 5,15 ⋅ (0,8) ⋅ 
 ⋅
−6 
l
781,
49



п − ж


 9,38 ⋅ 10 


= 95,52
Па
.
м
Сопротивление слоя насадки в верхней части колонны рассчитаем по
формуле (2.83):
∆pн.в = 30,2 ⋅ 95,52 = 2884,7 Па.
Сопротивление нижней части колонны. Определяем критерий
Рейнольдса для пара по формуле (2.81):
Re п.н =
0,53 ⋅ 0,022 ⋅ 3,94
= 6 347.
0,78 ⋅ 9,58 ⋅ 10−6
Тогда по формуле (2.83)
62
λн =
16
= 2,77.
63470,2
Потеря давления на 1 м высоты сухой насадки по формуле (2.80) для
нижней части колонны составит
2
3,94 ⋅ 0,53 ⋅ 140
Па
 ∆p 
= 37,68
.

 = 2,77 ⋅
3
м
24 ⋅ 0,78
 l п
Сопротивление орошаемой насадки в нижней части колонны вычислим по формуле (2.79):
0,038
0,19


 0, 2 ⋅ 10−3 
 ∆pи 
0,34  3,94 

=

 = 37,68 ⋅ 1 + 5,15 ⋅ (2, 27) ⋅ 
 ⋅
−6 
l
753,3



п − ж


 9,58 ⋅ 10 


= 143,8
Па
.
м
Сопротивление слоя насадки в нижней части колонны рассчитаем по
формуле (2.83):
∆pн.н = 5,5 ⋅ 143,8 = 790,9 Па.
Общее сопротивление колонны ∆р, Па, составит
∆р = ∆pн.в + ∆рн.н = 2884,7 + 790,9 = 3675,6 Па.
Далее рассмотрим, как осуществляется тепловой расчет ректификационной колонны.
2.3. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
Расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующего
пара в кубе-испарителе колонны Qк, Вт, определяем по формуле (1.24).
Значения теплоемкостей, необходимые для расчета, находим по
формуле (1.25) при соответствующих температурах.
Температура исходной смеси tF = 122 °С, кубового остатка tW = 131 °С
и дистиллята tD = 97 °С; теплоемкости бензола и толуола при этих температурах определяем по номограмме [6, рис. ΧΙ].
Подставляя соответствующие значения в формулу (1.25), рассчитываем теплоемкости смесей:
сF = 2,12 · 103 · 0,18 + 1,93 · 103 · (1 – 0,18) = 1 964,2 Дж/(кг·К),
сD = 2,01 · 103·0,99 + 1,86 · 103 · (1 – 0,99) = 2 008 Дж/(кг·К),
сW = 2,19 · 103·0,04 + 1,97 · 103 · (1 – 0,04) = 1 978 Дж/(кг·К).
63
Удельная теплота конденсации дистиллята, согласно формуле (1.27),
при tD = 97 °С составит
rD = 0,99 · 379,2 + 368,7 · (1 – 0,99) = 379,095 кДж/кг.
Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара, определяем по формуле (1.26):
QD = GD (R + 1) rD = 0,7 · (4,31 + 1) · 379,095 · 103 = 14,09 · 105 Вт.
Тепловые потери колонны в окружающую среду Qпот, Вт, находим по
формуле
Qпот = α Fн (tст.н – tвозд),
(2.85)
где α – суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучением,
Вт/(м2·К); Fн – наружная поверхность изоляции колонны, м2; tст.н – температура наружной поверхности стенки колонны, принимаем tст.н = 40 °С;
tвозд – температура воздуха в помещении, принимаем tвозд = 20 °С.
Наружную поверхность изоляции колонны Fн, м2, рассчитываем по
формуле
Fн = π ⋅ Dк2 ⋅ H к + 2 ⋅ 0,785 ⋅ Dк2 ,
(2.86)
тогда
Fн = 3,14 ⋅ 1,42 ⋅ 17,65 + 2 ⋅ 0,785 ⋅ 1,42 = 111,71 м2 .
Суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучением α,
Вт/(м ·К), ориентировочно определяется как
2
α = 9,3 + 0,058 tст.н = 9,3 + 0,058 · 40 = 11,6 Вт/(м2 · К).
Потери тепла в окружающую среду, согласно формуле (2.85), составят
Qпот = 11,6 · 111,71 · (40 − 20) = 25 917 Вт.
Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь находим по
формуле (1.24):
Qк = 14,09 ⋅ 105 + 0,7 ⋅ 2008,5 ⋅ 97 + 4,05 ⋅ 1 978,8 ⋅ 131 − 4,75 ⋅ 1 964, 2 ⋅ 122 +
+ 25 917 = 14,83 ⋅ 105 Вт.
Расход греющего пара (принимаем давление pабс = 6,303 ат, влажность 5 %), согласно формуле (1.28), составит
14,83 ⋅ 105
кг
кг
Gгр.п =
=
=
0,747
=
2
689,
2
.
rгр.п x 2 089 ⋅ 103 ⋅ 0,95
с
ч
Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 20 °С
Qк
QD
14,09 ⋅ 105
кг
кг
.
G'в =
=
= 16,81
= 60 516
с
ч
cв ∆tв 4 190 ⋅ 20
64
Расход воды в холодильнике дистиллята при нагревании ее на 20 °С
G'' =
GD ⋅ cD ⋅ ∆t D 0,7 ⋅ 2 008,5 ⋅ (97 − 30)
кг
кг
=
= 1,12
= 4 032
.
cв ⋅ ∆tв
4 190 ⋅ 20
с
ч
Расход воды в холодильнике кубового остатка при нагревании ее
на 20 °С
G ⋅ c ⋅ ∆tW 4,05 ⋅ 1 978 ⋅ (131 − 30)
кг
кг
G''' = W W
=
= 9,66
= 34 776
.
cв ⋅ ∆tв
4 190 ⋅ 20
с
ч
Общий расход воды в ректификационной установке составит
Gв = Gв′ + Gв′′ + Gв′′′ = 60 516 + 4 032 + 34 776 = 99 324 кг/ч
или
Vв =
Gв 99 324
=
= 99,32 м3 /ч.
ρв
1000
Вода из этих трех аппаратов может быть направлена в систему горячего водоснабжения.
Расчет тепловой изоляции колонны
Количество теплоты, теряемое колонной в окружающую среду, рассчитывается исходя из упрощенного соотношения (для плоской стенки) по
уравнению
λ
Qпот = из Fн (tиз.в − tст.н ),
(2.87)
δиз
где λиз – теплопроводность материала изоляции, Вт/(м·К); δиз – толщина
изоляции, м; tиз.в – температура внутренней поверхности изоляции, принимаем ее ориентировочно на 10–20 °С ниже средней температуры в колонне, т. е. tиз.в = 110 °С.
В качестве изоляции берем асбест, коэффициент теплопроводности
которого λиз = 0,151 Вт/(м ·К) [6, табл. ХХVІІІ].
Из формулы (2.87) определяем толщину изоляции:
δиз =
λ из ⋅ Fн (tиз.в − tст.н ) 0,151 ⋅ 111,71 ⋅ (110 − 40)
=
= 0,0456 м ≈ 46 мм.
Qпот
25 917
Проверяем температуру внутренней поверхности изоляции:
tиз.в = tст.н +
α(tст.н − tвозд )δиз
11,6 ⋅ (40 − 20) ⋅ 0,046
= 40 +
= 110,7 o С.
λ из
0,151
Расхождение: 110,7 – 110 = 0,7 < 1,0 °С.
При расхождении более чем на один градус расчет необходимо повторить, задаваясь другими значениями температуры внутренней поверхности изоляции.
65
3. РАСЧЕТ ВСПОМОГАТЕЛЬНОГО ОБОРУДОВАНИЯ
В данном разделе необходимо рассчитать и выбрать по стандартам
теплообменные аппараты ректификационной установки и диаметры трубопроводов для подачи и вывода материальных потоков.
3.1. РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ
По указанию преподавателя расчет одного или двух теплообменников производится в полном объеме, т. е. с определением коэффициентов
теплоотдачи и теплопередачи, остальных − укрупненно, с использованием
ориентировочных значений коэффициентов теплопередачи [6, табл. 4.8].
Примеры подробного расчета теплообменных аппаратов для различных
случаев теплообмена даны в литературе [1; 6].
В качестве примера полного расчета теплообменника приводим расчет кипятильника ректификационной установки.
3.1.1. Расчет кипятильника ректификационной установки
Кипятильники ректификационных колонн непрерывного действия по
устройству сходны с кипятильниками выпарных аппаратов. При небольших поверхностях теплообмена куб колонны обогревается змеевиком или
горизонтальной трубчаткой, пересекающей нижнюю часть колонны; при
этом греющий пар пропускается по трубам.
При больших поверхностях теплообмена применяют выносные кипятильники, которые устанавливают ниже колонны, чтобы обеспечить естественную циркуляцию жидкости.
Кубовый остаток кипит при tW = 131 °С. Согласно заданию при рабс =
= 6,303 атм принимаем температуру конденсации греющего пара 160 °С по
табл. LVI [6, с. 548]. Составляем температурную схему процесса и определяем движущую силу процесса теплопередачи:
160 → 160
131 ← 131
Следовательно, средняя разность температур
∆tср = 160 − 131 = 29 oС.
Тепловая нагрузка, рассчитанная по формуле (1.28), составляет Qк =
= 14,83·105 Вт.
Определяем ориентировочно максимальную величину площади теплообмена. По табл. 4.8 [6, с. 172] для данного случая теплообмена (от кон66
денсирующегося пара к кипящей жидкости) принимаем значение минимального коэффициента теплопередачи Kmin = 300 Вт/(м2·К).
Тогда максимальная поверхность теплообмена составит
Qк
14,83 ⋅ 105
Fmax =
=
= 170,5 м 2 .
K min ∆tср
300 ⋅ 29
Предварительно выбираем для расчета выносной кипятильник – кожухотрубчатый теплообменник с трубами диаметром 25×2 мм и длиной 3,0 м.
Коэффициент теплопередачи K, Вт/(м2·К), определяем по формуле
K=
1
1
1
+ ∑ rст +
αконд
αт
,
(3.1)
где αконд – коэффициент теплоотдачи со стороны конденсирующегося
водяного пара, Вт/(м2·К); αт – коэффициент теплоотдачи для кипящего
толуола, Вт/(м2·К); ∑rст – сумма термических сопротивлений слоев стенки,
включая слои загрязнений, (м2·К)/Вт,
δ
∑ rст = r1 + λст + r2 .
(3.2)
ст
Здесь r1 – термическое сопротивление загрязнений стенки со стороны конденсирующегося водяного пара, (м2·К)/Вт; r2 – термическое сопротивление
загрязнений стенки со стороны кипящего толуола, (м2·К)/Вт; δст – толщина
стенки, м; λст – теплопроводность материала стенки, Вт/(м ·К).
По табл. ХХХI [6, с. 531] принимаем значения тепловой проводимости загрязнений стенок со стороны конденсирующегося водяного пара
и со стороны кубового остатка (почти чистого толуола) одинаковыми
1 1
и равными =
= 5 800 Вт/(м2·К), тогда термические сопротивления соr1 r2
1
ставят r1 = r2 =
(м2·К)/Вт. Теплопроводность стали λ = 46,5 Вт/(м
5 800
·К) [6, табл. ХХVІІІ]. Толщина стенки δст = 2 мм = 0,002 м.
Таким образом,
2
1
0,002
1
−4 м ⋅ К
∑ rст = 5 800 + 46,5 + 5 800 = 3,88 ⋅10 Вт .
Коэффициент теплоотдачи со стороны конденсирующегося водяного
пара αконд, Вт/(м2·К), определяем по формуле
1
 ρ 2 ⋅ r ⋅ g  3 − 13
αконд = 1, 21λ 
 ⋅q ,
µ
⋅
H


67
(3.3)
где λ – коэффициент теплопроводности конденсата, Вт/(м·К); ρ – плотность конденсата, кг/м3; r – удельная теплота конденсации греющего пара,
Дж/кг; µ – динамический коэффициент вязкости конденсата, Па·с; H – высота кипятильных труб, м.
Все свойства конденсата принимаем при температуре конденсации
водяного пара 160 ºС по табл. ХХХIХ [6, с. 537], тогда по формуле (3.3)
1
 9072 ⋅ 2 089 000 ⋅ 9,8  3 − 13
αконд = 1, 21 ⋅ 0,68 ⋅ 
= 2,3 ⋅ 105 ⋅ q −0,33.
 ⋅q
−6
174 ⋅ 10 ⋅ 3


Коэффициент теплоотдачи для кипящего толуола αт, Вт/(м2·К), находим по формуле
1
 λ 2 ⋅ρ т  3 2 3
αт = b 
 ⋅q ,
µ
⋅
σ
⋅
T
кип 

(3.4)
где q – удельная тепловая нагрузка, Вт/м2; b – коэффициент, определяемый
по формуле
−2
−2


3
3


ρ
766


т



b = 0,075 ⋅ 1 + 10  − 1
= 0,075 ⋅ 1 + 10 ⋅ 
− 1  = 0,097.


ρ
4,04


 
 п
 


Химико-физические свойства толуола взяты при температуре кипения кубового остатка 131 ºС. Тогда по формуле (3.2) получим
1
2

 3 23
0,092 ⋅ 766
3.
q
1,
29
q
α т = 0,097 ⋅ 
⋅
=
⋅

−3
 0,35 ⋅ 10 ⋅ 0,017 ⋅ 383,8 
При подстановке всех значений в формулу (3.1) получим
K=
1
1
1
+ 3,88 ⋅ 10−4 +
5
−0,33
2,3 ⋅ 10 ⋅ q
1, 29 ⋅ q0,67
.
(3.5)
Удельная тепловая нагрузка q, Вт/м2, с учетом выражения (3.5) составит
q = K ⋅ ∆tcр =
29
,
0, 43 ⋅ 10−5 ⋅ q0,33 + 3,88 ⋅ 10−4 + 0,775 ⋅ q −0,67
(3.6)
откуда
0, 43 ⋅ 10−5 ⋅ q1,33 + 3, 28 ⋅ 10−4 ⋅ q + 0,775 ⋅ q 0,33 − 29 = 0.
68
(3.7)
Уравнение (3.7) решаем графически, задаваясь значениями q (рис. 3.1),
у – левая часть уравнения:
2
при q = 20 000 Вт/м у = 1,36;
2
при q = 15 000 Вт/м у = −3,13;
при у = 0 q = 18 500 Вт/м2.
y
4
2
0
0
5
10
15
20
25 q · 10–3, Вт/м2
–2
–4
Рис. 3.1. Графическое определение
удельного расхода тепла
Выражаем коэффициент теплопередачи из формулы (3.6):
q
18 500
=
= 637,9 Вт/(м 2 ⋅ К).
∆tср
29
Площадь поверхности теплообмена составит
K=
F=
Q
13,36 ⋅ 105
=
= 72, 2 м 2 .
K ⋅ ∆tср 637,9 ⋅ 29
Выбор теплообменника в данном случае осуществляем по табл.
XXXIV [6, с. 533]. Принимаем к установке одноходовой теплообменник со
следующими характеристиками: поверхность теплообмена F = 81 м2; диаметр кожуха D = 600 мм; диаметр труб 25×2 мм; длина труб l = 4,0 м; число труб n = 261. Запас поверхности теплообмена 12 %.
Расчеты остальных теплообменников выполняем, задаваясь ориентировочными значениями коэффициентов теплопередачи по табл. 4.8 [6, с. 172].
69
3.1.2. Расчет дефлегматора
В дефлегматоре конденсируется бензол с небольшим количеством
толуола. Температура конденсации паров дистиллята tD = 97 °С.
Температуру воды на входе в теплообменник принимаем 18 °С, на
выходе – 38 °С.
Составляем температурную схему процесса и определяем движущую
силу процесса теплопередачи:
59 + 79
∆tср =
= 69 oС.
97 → 97
2
38 ← 18
По табл. 4.8 [6, с. 172] коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара органических веществ к воде находится в пределах от 300
до 800 Вт/(м2·К). Принимаем наименьший коэффициент теплопередачи
K = 300 Вт/(м2·К).
Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара, рассчитанное по формуле (1.30), составляет
QD = 14,09 · 105 Вт.
Поверхность дефлегматора находим из основного уравнения теплопередачи:
QD
14,09 ⋅ 105
FD =
=
= 68,1 м 2 .
300 ⋅ 69
K ⋅ ∆tср
Выбор теплообменника осуществляем по табл. XXXIV [6, с. 533].
Принимаем к установке одноходовой теплообменник со следующими
характеристиками: поверхность теплообмена F = 74 м2; диаметр кожуха
D = 800 мм; диаметр труб 25×2 мм; длина труб l = 2,0 м; число труб
n = 473. Запас поверхности теплообмена 10 %.
3.1.3. Расчет холодильника для дистиллята
В холодильнике происходит охлаждение дистиллята от температуры
конденсации tD = 97 до 30 °С.
Температуру воды на входе в теплообменник принимаем 18 °С, на
выходе – 38 °С.
Составляем температурную схему процесса и определяем движущую
силу процесса теплопередачи:
97 → 30
∆tср =
59 − 12
= 29,56 o C.
59
2,3 ⋅ lg
12
38 ← 18
70
Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от дистиллята
в дефлегматоре,
Qхол = Gв cв ∆tв = 1,12 · 4 190 · 20 = 93 856 Вт.
По табл. 4.8 [6, с. 172] коэффициент теплопередачи от жидкости
к жидкости (вода) находится в пределах от 800 до 1 700 Вт/(м2·К). Принимаем наименьший коэффициент теплопередачи K = 800 Вт/(м2·К).
Поверхность теплообмена холодильника дистиллята составит
FxD =
Qхол
93 856
=
= 3,97 м 2 .
K ⋅ ∆tср 800 ⋅ 29,56
Теплообменник выбираем в соответствии с рассчитанной поверхностью по табл. 4.12 [6, с. 215].
Принимаем к установке одноходовой теплообменник со следующими характеристиками: поверхность теплообмена F = 4,5 м2; диаметр кожуха D = 273 мм; диаметр труб 25×2 мм; длина труб l = 1,5 м; число труб
n = 37. Запас поверхности теплообмена 13 %.
3.1.4. Расчет холодильника для кубового остатка
В холодильнике кубового остатка происходит охлаждение кубовой
жидкости от температуры кипения tW = 131 до 30 °С.
Температуру воды на входе в теплообменник принимаем 18 °С, на
выходе – 38 °С. Составляем температурную схему процесса и определяем
движущую силу процесса теплопередачи:
131 → 30
∆tср =
93 − 12
= 39,6 o C.
93
2,3 ⋅ lg
12
38 ← 18
Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от кубовой
жидкости,
Qхол = Gв"'cв ∆tв = 9,66 · 4 190 · 20 = 809 508 Вт.
По табл. 4.8 [6, с. 172] коэффициент теплопередачи от жидкости к
жидкости (вода) находится в пределах от 800 до 1 700 Вт/(м2·К). Принимаем наименьший коэффициент теплопередачи K = 800 Вт/(м2·К).
Поверхность теплообмена холодильника кубовой жидкости составит
Fх.к =
Qхол
809508
=
= 25,6 м 2 .
K ⋅ ∆tср 800 ⋅ 39,6
Выбор теплообменника в данном случае осуществляем по табл. 4.12
[6, с. 215]. Принимаем к установке двухходовой теплообменник со сле71
дующими характеристиками: поверхность теплообмена F = 31 м2; диаметр
кожуха D = 400 мм; диаметр труб 25×2 мм; длина труб l = 4 м; число труб
n = 100. Запас поверхности теплообмена 21 %.
3.1.5. Расчет подогревателя исходной смеси
В подогревателе исходной смеси осуществляется подогрев исходной
смеси от tн = 20 °С до температуры кипения на питающей тарелке tF = 122 °С.
Для подогрева используем греющий пар со следующими параметрами: рабс = 4,238 атм, температура конденсации − 145 °С [1, табл. LVI]. Составляем температурную схему процесса и определяем движущую силу
процесса теплопередачи:
145 → 145
∆tср =
125 − 23
= 60,3 o C.
125
2,3 ⋅ lg
23
122 ← 20
Количество тепла, передаваемого исходной смеси от греющего пара,
QF = GF cF (tF − tн) = 4,75 · 1 964,2 · (122 − 20) = 951 655 Вт.
По табл. 4.8 [6, с. 172] коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара к органическим жидкостям (подогреватели) находится
в пределах от 120 до 340 Вт/(м2·К). Принимаем наименьший коэффициент
теплопередачи K = 120 Вт/(м2·К).
Поверхность теплообмена подогревателя исходной смеси составит
Fп =
QF
951 655
=
= 132 м 2 .
K ⋅ ∆tср 120 ⋅ 60,3
Выбор теплообменника в данном случае осуществляем по табл. 4.12
[6, с. 215]. Принимаем к установке шестиходовой теплообменник со следующими характеристиками: поверхность теплообмена F = 151 м2; диаметр кожуха D = 1 000 мм; диаметр труб 25×2 мм; длина труб l = 3 м;
число труб n = 642. Запас поверхности теплообмена 14 %.
3.2. РАСЧЕТ ТРУБОПРОВОДОВ
Внутренний диаметр трубопровода d, м, для жидких и паровых фаз
определяется из уравнения объемного расхода по формуле
d=
V
,
0,785ω
(3.8)
где V – объемный расход потока, м/с; ω – скорость движения потока, м/с.
72
Объемные расходы материальных потоков рассчитываются как
G
V= ,
(3.9)
ρ
где G – массовый расход потока, кг/с; ρ – плотность потока при соответствующей температуре, кг/м3.
Скорости материальных потоков выбираем по табл. 1.1 [6, с. 17] или
по данным разд. 1.2 [1, с. 16]. При этом будем считать, что движение
флегмы и кубового остатка осуществляется самотеком, а движение исходной смеси – под напором. Скорость пара выбираем по давлению в колонне.
Плотности компонентов при соответствующих температурах смеси
определяем по табл. IV [6, с. 512] путем линейной интерполяции.
Далее последовательно проводим расчет внутренних диаметров трубопровода: d1 – для отвода пара из колонны в дефлегматор, d2 – для подачи
острого пара в колонну, d3 – для подачи исходной смеси, d4 – для подачи
флегмы, d5 – для вывода кубового остатка из колонны.
По рассчитанным значениям d выбираем стандартные трубопроводы
по данным разд. 1.2 [1, с. 16] или по прил. 3.
Чтобы определить диаметр трубопровода d1 для отвода пара из колонны в дефлегматор, по табл. 1.1 [6, с. 17] принимаем скорость движения
пара ω = 35 м/с. Объемный расход пара, поступающего в дефлегматор,
найден ранее по формуле (1.12) и составляет V = 1,05 м/с. Тогда в соответствии с формулой (3.8)
1,05
d1 =
= 0,196 м.
0,785 ⋅ 35
Выбираем стальную трубу размером 219×8 мм, внутренний диаметр
которой d1 = 203 мм = 0,203 м.
Диаметр для подачи острого пара в колонну d2 принимаем равным d1,
т. е. d2 = 0,203 м [1].
Объемные расходы жидких потоков необходимо предварительно
рассчитать. Поэтому формулу (3.8) с учетом формулы (3.9) преобразуем
к следующему виду:
G
.
d=
(3.10)
0,785ρ ⋅ ω
Чтобы рассчитать диаметр трубопровода d3 для подачи исходной
смеси, по табл. 1.1 [6, с. 17] принимаем скорость ω = 2,3 м/с, соответствующую движению жидкости в напорных трубопроводах.
Массовый расход исходной смеси GF = 4,75 кг/с. Плотность исходной смеси при tF = 122 °С рассчитываем по формуле (2.3):
1
ρF =
= 746,3 кг/м3 .
0,18 1 − 0,18
+
765
761
73
Тогда в соответствии с формулой (3.10)
d3 =
GF
4,75
=
= 0,059 м.
0,785ρ F ⋅ ω
0,785 ⋅ 746,3 ⋅ 2,3
Выбираем стальную трубу размером 70×3,5 мм, внутренний диаметр
которой d3 = 63 мм = 0,063 м.
Чтобы рассчитать диаметр трубопровода d4 для подачи флегмы, по
табл. 1.1 [6, с. 17] принимаем скорость ω = 0,5 м/с, соответствующую движению жидкости самотеком.
Массовый расход флегмы составит
GR = R · GD = 4,31 · 0,7 = 3,02 кг/с.
Так как флегма имеет состав, равный составу дистиллята, то плотность флегмы рассчитываем при xD = 0, 99 и tD = 97 °С по формуле (2.3):
ρR =
1
= 826,5 кг/м3 .
0,99 1 − 0,99
+
796
791
Тогда в соответствии с формулой (3.10)
d4 =
GR
3,02
=
= 0,097 м.
0,785ρ R ⋅ ω
0,785 ⋅ 826,5 ⋅ 0,5
Выбираем стальную трубу размером 108×5 мм, внутренний диаметр
которой d4 = 98 мм = 0,098 м.
Чтобы рассчитать диаметр трубопровода d5 для вывода кубового остатка из колонны, по табл. 1.1 [6, с. 17] принимаем скорость ω = 0,5 м/с,
соответствующую движению жидкости самотеком.
Массовый расход кубового остатка GW = 4,05 кг/с. Плотность кубового остатка при tW = 131 °С рассчитываем по формуле (2.3):
ρW =
1
= 757,6 кг/м3 .
0,04 1 − 0,04
+
757
755
Тогда в соответствии с формулой (3.10)
d5 =
GW
4,05
=
= 0,117 м.
0,785ρW ⋅ ω
0,785 ⋅ 757,6 ⋅ 0,5
Выбираем стальную трубу размером 133×7 мм, внутренний диаметр
которой d5 = 119 мм = 0,119 м.
74
4. ОФОРМЛЕНИЕ КУРСОВОГО ПРОЕКТА
Курсовой проект состоит из двух частей: расчетно-пояснительной
записки и графической части. Записка и чертежи оформляются в соответствии с общими требованиями к построению, изложению и оформлению
работ обучающихся и ГОСТ 2.102–2013 [2; 8].
В расчетно-пояснительной записке должны быть представлены
технологическая схема проектируемой установки и все графики, необходимые для определения тех или иных параметров. Графики оформляются
на миллиметровой бумаге, технологическая схема – непосредственно на
листе записки. Все расчеты проводятся в системе СИ.
Графическая часть курсового проекта состоит из двух чертежей,
выполненных на листах формата А1 (594×841 мм).
На первом листе приводится технологическая схема ректификационной установки, спецификация оборудования, наименование потоков. Рекомендуемые условные обозначения оборудования даны в п. 14.2 пособия [1].
На схеме проставляются стрелки, указывающие направление всех потоков.
Примеры оформления первого листа приведены в пособии [1].
Второй лист представляет собой чертеж общего вида ректификационной колонны и выполняется в соответствии с основными требованиями
ГОСТ 2.102–2013 [2].
Чертеж общего вида должен содержать следующие сведения:
− изображение колонны, необходимые виды, разрезы и сечения,
дающие полное представление об устройстве колонны;
− основные размеры – конструктивные, присоединительные и габаритные;
− вид или схему с действительным расположением штуцеров, люков, лап и др.;
− таблицу назначения штуцеров, патрубков и т. п.;
− техническую характеристику;
− технические требования;
− спецификацию составных частей изделия.
Примеры выполнения чертежей общего вида колонн приведены
в пособии [1, с. 477–483].
Завершенный и полностью оформленный курсовой проект сдается
преподавателю на проверку, а затем в назначенное время студент защищает курсовой проект комиссии.
Расчет ректификационной установки рекомендуется проводить
в следующем порядке:
1. Составить и начертить схему ректификационной установки.
2. Составить материальный баланс колонны и рассчитать неизвестные потоки.
75
3. На основании опытных данных, приведенных в справочной литературе, построить диаграммы фазового равновесия у = f (х), t = f (x – y).
4. Рассчитать оптимальное флегмовое число.
5. Определить скорость пара для соответствующего контактного устройства.
6. Рассчитать диаметр колонны. По каталогу принять диаметр типовой колонны.
7. Определить число действительных тарелок и высоту колонны.
8. Рассчитать гидравлическое сопротивление колонны.
9. Составить тепловой баланс ректификационной установки и рассчитать расход греющего пара и охлаждающей воды.
10. Рассчитать и подобрать по ГОСТ поверхности всех теплообменных аппаратов установки.
11. Рассчитать и подобрать по ГОСТ диаметры трубопроводов для
материальных потоков.
76
БИБЛИОГРАФИЧЕСКИЕ ССЫЛКИ
1. Борисов Г. С., Брыков В. П., Дытнерский Ю. И. Основные процессы и аппараты химической технологии : пособие по курсовому проектированию / под ред. Ю. И. Дытнерского. М. : Альянс, 2008. 496 с.
2. ГОСТ 2.102–2013. Единая система конструкторской документации
(ЕСКД). Виды и комплектность конструкторских документов: национальный стандарт Российской Федерации : издание офиц. : утв. и введ. в действие Приказом Федерального агентства по техническому регулированию
и метрологии от 22 ноября 2013 г. № 1627-ст : введ. впервые : дата введ.
2014–06–01 / разработан Федеральным государственным унитарным предприятием «Всероссийский научно-исследовательский институт стандартизации и сертификации в машиностроении» (ВНИИНМАШ). М. : Стандартинформ, 2014. 18 с.
3. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. М. : Альянс, 2009. 753 с.
4. Колонные аппараты. Каталог / А. Б. Тютюнников, А. И. Линтварев,
Л. И. Коробчанская, М. П. Лунева. М. : Цинтихимнефтемаш, 1987. 16 с.
5. Никольский Б. П. Справочник химика : в 7 т. Т. 5 : Сырье и продукты промышленности нерганических веществ. Процессы и аппараты.
Коррозия. Гальванотехника. Химические источники тока. М.-Л. : Химия,
1968. 976 с.
6. Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по
курсу процессов и аппаратов химической технологии : учеб. пособие для
вузов. М. : Альянс, 2007. 576 с.
7. Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии /
А. И. Скобло, Ю. К. Молоканов, А. И. Владимиров, В. А. Щелкунов. М. :
ИЦ РГУ нефти и газа им. И. М. Губкина, 2012. 731 с.
8. СТО 7.5.04–2019. Система менеджмента качества. Общие требования к построению, изложению и оформлению работ обучающихся : введ.
впервые : дата введ. 2019–10–01 / СибГУ им. М. Ф. Решетнева. Красноярск, 2019. 97 с.
77
РЕКОМЕНДАТЕЛЬНЫЙ БИБЛИОГРАФИЧЕСКИЙ СПИСОК
1. Коган, В. Б. Равновесие между жидкостью и паром : в 2 т. /
В. Б. Коган, В. М. Фридман, В. В. Кафаров. – М.-Л. : Наука, 1966. – 786 с.
2. СТО 7.5.04–2019. Система менеджмента качества. Общие требования к построению, изложению и оформлению работ обучающихся : введен
впервые : дата введ. 2019–10–01 / СибГУ им. М. Ф. Решетнева. – Красноярск, 2019. – 97 с.
3. ГОСТ 2.102–2013. Единая система конструкторской документации
(ЕСКД). Виды и комплектность конструкторских документов: национальный стандарт Российской Федерации : издание офиц. : утв. и введ. в действие Приказом Федерального агентства по техническому регулированию
и метрологии от 22 ноября 2013 г. № 1627-ст : введ. впервые : дата введ.
2014–06–01 / разработан Федеральным государственным унитарным предприятием «Всероссийский научно-исследовательский институт стандартизации и сертификации в машиностроении» (ВНИИНМАШ). – М. : Стандартинформ, 2014. – 18 с.
78
ПРИЛОЖЕНИЯ
Приложение 1
Свойства бинарных смесей, газов и паров
Таблица П1.1
Равновесные составы жидкостей х и пара у и температуры кипения t, °С,
бинарных смесей при 760 мм рт. ст.
79
Смесь
х
0
5
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Азотная
кислота – вода
Аммиак – вода
(735 мм рт. ст.)
Ацетон – бензол
у
t
у
t
у
t
у
t
у
t
у
t
y
t
y
t
y
t
y
t
0
100
0
99,1
0
80,1
0
100
0
64,5
0
78,3
0
110,6
0
118,7
0
118,1
0
80,2
0,3
103,5
49
82,5
14
78,3
60,3
77,9
10,2
63,6
15,5
75,4
11,5
108,3
26
111,4
9,2
115,4
38,5
66,9
1
108,6
72
69,8
24,3
76,4
72
69,6
18,6
62,5
26,2
73
21,4
106,1
42
105,8
16,7
112,8
50
61,1
5
117,5
89,3
48
40
72,8
80,3
64,5
32,2
60,2
41,7
69
38
102,2
59
99
30,3
110,1
56
58,6
16
121,4
97,6
29,2
51,2
69,6
82,7
62,6
42,8
58,7
52,4
65,9
51,1
98,6
68,6
94
42,5
107,5
58
58
46
121,5
99,2
11,8
59,4
66,7
84,2
61,6
51,3
67,6
60,5
63,6
61,9
95,2
75
90,3
53
105,8
59
57,8
83
116
100
–4
66,5
64,3
85,5
60,7
58,6
56,7
67,4
61,8
71,2
92,1
79
88
62,6
104,4
60
57,7
95,5
101,5
100
–16,5
73
62,4
86,9
59,8
65,6
56
73,9
60,4
79
89,4
83
85,7
71,6
103,3
61
57,6
98,7
91,7
100
–24,5
79,5
60,7
88,2
59
72,5
55,3
80,2
59,1
85,4
86,8
88
83,5
79,5
102,1
62
57,6
99,5
87,5
100
–29,5
86,3
59,6
90,4
58,2
80
55,05
86,5
58
91
84,4
92,5
82
86,4
101,3
66
58
99,9
85,6
100
–32
93,2
58,8
94,3
57,5
–
–
92,9
57
95,9
82,3
97
80,8
93
100,6
75
59,6
100
85,4
100
–37,5
100
56,1
100
56,9
100
56,1
100
56,1
100
80,2
100
80,2
100
100
100
64,9
Ацетон – вода
Ацетон – метиловый спирт
Ацетон – этиловый спирт
Бензол – толуол
Бензол – уксусная кислота
Вода – уксусная кислота
Метиловый
спирт – бензол
79
Азеотропная
смесь
38,3
121,9
–
–
–
–
–
–
80
55,05
–
–
–
–
97,5
80
–
–
61,4
57,6
Окончание табл. П1.1
80
Смесь
х
0
5
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Метиловый
спирт – вода
Метиловый
спирт – этиловый спирт
Муравьиная
кислота – уксусная кислота
Сероуглерод –
ацетон
Сероуглерод –
четыреххлористый углерод
Толуол – уксусная кислота
Хлороформ –
бензол
Четыреххлористый углерод –
этиловый спирт
Этиловый
спирт – бензол
(750 мм рт. ст.)
Этиловый
спирт – вода
y
t
y
t
0
100
0
78,3
26,8
92,3
7,4
77,2
41,8
87,7
14,3
76,5
57,9
81,7
27,1
75
66,5
78
39,6
73,6
72,9
75,3
51,5
72,2
77,9
73,1
62,6
70,8
82,5
71,2
72,3
69,4
87
69,3
79,8
68,2
92,5
67,6
86,6
66,9
95,8
66
93,2
65,9
100
64,5
100
64,9
Азеотропная
смесь
–
–
–
–
y
t
0
118,1
8
116
14,6
115,4
26
112,8
38
110,7
48,5
108,8
57,6
107
66
105,4
74,6
103,9
83,6
102,5
92,2
101,4
100
100,8
–
–
y
t
y
t
0
56,2
0
76,7
19
51,2
13,2
73,7
29
48,3
24
71
46
43,5
42,3
66
53,3
41,3
54,4
62,3
57,5
40,3
64,5
59
60,5
39,6
72,6
56,1
61
39,3
79,1
53,7
68
39,3
84,8
51,6
72,2
39,6
90,1
49,6
78
40,9
95
47,9
100
46,3
100
46,3
61
39,3
–
–
y
t
y
t
y
t
0
118,1
0
80,6
0
77,9
15,5
111,3
6,5
80,1
21
73,7
25,5
108,9
12,6
79,6
33
70,8
37,2
105,6
27,2
78,4
48
67,2
46
103,3
41
77,2
54
65,3
54,1
101,7
54,6
75,9
56,5
64,6
57
100,8
66
74,5
58,8
64
61,5
100,6
74,6
73,1
62
63,6
66,5
100,6
83
71
65,8
64
71,8
100,9
90,5
68,7
72,2
65,6
81
102,6
96,2
65,7
82,3
68,5
100
110,8
100
61,5
100
75,9
62,7
100,6
–
–
63
63,6
y
t
0
79,7
18
74,3
28,6
71,2
36,8
69
40,5
68,2
43,5
67,8
46,5
67,8
49,5
68,3
53,5
68,9
60
70,1
71
72,6
100
78,1
44,8
67,8
y
t
0
100
33,2
20,5
44,2
86,5
53,1
83,2
57,6
81,7
61,4
80,8
65,4
80
69,9
79,4
75,3
79
81,8
78,6
89,8
78,4
100
78,4
89,4
78,15
80
Таблица П1.2
Удельная теплоемкость c, Дж/(кг·К), динамический коэффициент вязкости µ, мПа·с,
и теплопроводность λ, Вт/(м·К), газов и паров
Вещество
Аммиак
Ацетилен
Ацетон
81
Бензол
Водород
Водяной пар
Воздух
Двуокись
серы
Свойство
c
µ
λ
c
µ
λ
c
µ
λ
c
µ
λ
c
µ
λ
c
µ
λ
c
µ
λ
c
µ
λ
0
2 057
0,0091
0,0213
1 634
0,0096
0,0173
1 257
0,0069
0,0098
943
0,0070
0,0092
1 420
0,0084
0,0174
1 860
0,0085
0,0162
1 006
0,0171
0,0244
608
0,0121
0,0084
100
2 208
0,0128
0,0297
1 881
0,0127
0,0229
1 538
0,0094
0,0173
1 337
0,0092
0,0173
1 447
0,0103
0,0216
1 894
0,0123
0,0240
1 010
0,0218
0,0321
662
0,0161
0,0123
200
2 392
0,0165
0,372
2 074
0,0154
0,0277
1 789
0,0121
0,0269
1 676
0,0121
0,0281
1 450
0,0121
0,0258
1 965
0,0161
0,0330
1 027
0,0259
0,0393
718
0,0200
0,0166
300
2 577
0,0199
0,0445
2 212
0,0178
0,0326
2 024
0,0147
0,0386
1 957
0,0146
0,0416
1 454
0,0139
0,0300
2 003
0,0198
0,0434
1 048
0,0294
0,0461
754
0,0238
0,0212
81
Температура, °С
400
500
2 740
2 937
0,0234
0,0264
0,0516
0,0584
2 317
2 422
0,0202
0,0223
0,0363
0,0399
2 238
2 430
0,0174
0,0200
0,0521
0,0675
2 183
2 372
0,0172
0,0198
0,0576
0,0764
1 458
1 467
0,0154
0,0169
0,0342
0,0383
2 066
2 133
0,0232
0,0266
0,0550
0,0679
1 068
1 094
0,0328
0,0357
0,0521
0,0575
784
809
0,0275
0,0313
0,0258
0,0307
600
3 101
0,0293
0,0644
2 507
0,0243
0,0436
2 589
0,0228
0,0847
2 527
0,0223
0,0963
1 479
0,0183
0,0426
2 204
0,0299
0,0822
1 115
0,0384
0,0622
825
0,0350
0,0358
700
3 260
0,0321
0,0705
2 587
0,0261
0,0469
–
–
–
–
–
–
1 496
0,0197
0,0468
2 275
0,0331
0,0979
1 136
0,0411
0,0665
838
0,0386
0,0411
800
3 402
0,0348
0,0762
2 656
0,0278
0,0501
–
–
–
–
–
–
1 513
0,0210
0,0509
2 347
0,0361
0,1149
1 156
0,0437
0,0705
851
0,0421
0,0463
Окончание табл. П1.2
Вещество
Двуокись
углерода
Метан
Метиловый
спирт
Окись азота
82
Окись
углерода
Сероводород
Свойство
c
µ
λ
c
µ
λ
c
µ
λ
c
µ
λ
c
µ
λ
c
µ
λ
0
817
0,0138
0,0147
2 166
0,0104
0,0302
1 429
0,0088
0,0128
951
0,0180
0,0207
1 039
0,0166
0,0233
997
0,0117
0,0120
100
913
0,0184
0,0228
2 451
0,0133
0,0413
1 726
0,0123
0,0219
980
0,0229
0,0274
1 048
0,0209
0,0301
1 035
0,0161
0,0165
200
993
0,0226
0,0309
2 807
0,0161
0,0519
1 999
0,0157
0,0329
1 010
0,0268
0,0331
1 060
0,0246
0,0365
1 081
0,0201
0,0206
Температура, °С
300
400
500
1 056
1 073
1 156
0,0264
0,0299
0,0332
0,0391
0,0472
0,0549
3 176
3 532
3 859
0,0185
0,0208
0,0227
0,0536
0,0722
0,0819
2 246
2 476
2 694
0,0191
0,0226
0,0261
0,0458
0,0605
0,0768
1 035
1 056
1 081
0,0306
0,0340
0,0370
0,0381
0,0434
0,0479
1 081
1 106
1 131
0,0278
0,0309
0,0338
0,0427
0,0485
0,0541
1 127
1 182
1 232
0,0241
0,0273
0,0304
0,0247
0,0280
0,0312
82
600
1 194
0,0362
0,0621
4 157
0,0246
0,0913
2 904
0,0296
0,0946
1 098
0,0400
0,0523
1 156
0,0363
0,0597
1 278
0,0335
0,0344
700
1 223
0,0381
0,0688
4 441
0,0265
0,1005
–
–
–
1 145
0,0428
0,0561
1 182
0,0387
0,0650
1 324
0,0365
0,0374
800
1 249
0,0418
0,0751
4 651
0,0282
0,1093
–
–
–
1 135
0,0453
0,0597
1 198
0,0410
0,0701
1 366
0,0393
0,0402
Приложение 2
Технические характеристики колонных аппаратов
Таблица П2.1
Колонные аппараты из углеродистой или кислотостойкой стали для давления
от 0,005 до 16,000 кгс/см2
83
Колонные
аппараты
Внутренний
диаметр, мм
C туннельными
колпачками
(1 200), 1 400,
1 600, 1 800, 2 200,
2 600, 3 000
400, 500, 600,
800, 1 000
1 000, 1 200, 1 400,
1 600, 1 800,
(2 000), 2 200,
(2 400), 2 600, 3 000
(1 200), 1 400,
1 600, 1 800,
(2 000), 2 200,
(2 400), 2 600, 3 000
400, 500, 600
800, 1 000, 1 200,
1 400, 1 600, 1 800,
(2 000), 2 200,
(2 400), 2 600, 3 000
C капсульными
колпачками
Безнасадочные
решетчатые
Расстояние
между тарелками, мм
400, 500, 600,
700
Обозначение
ТСТ
–
70, 80
200, 250, 300,
350, 400, 450,
500
(свыше 500
не нормализируется)
300, 350, 400,
450, 500 (свыше
500 не нормализуется)
200, 300, 350,
400, 450, 600
(последнее при
установке люка)
ТСК-1
80
–
ТСК-3
100
–
ТСК-Р
100
–
ТСБ-I
–
–
83
Колпачок
Диаметр, мм Ширина, мм
Переливное
устройство
Основание
тарелки
Перелив диаметральный;
слив флегмы
через круглые
трубы
Перелив диаметральный;
слив флегмы
через сегментные трубы
Разъемное
Без переливного
устройства
Неразъемное
Разъемное
из нескольких
частей
Неразъемное
Разъемное
из нескольких
частей
Окончание табл. П2.1
Колонные
аппараты
Внутренний
диаметр, мм
Безнасадочные
ситчатые
400, 500, 600
Насадочные
84
800, 1 000, 1 200,
1 400, 1 600, 1 800,
(2 000), 2 200,
(2 400), 2 600, 3 000
400, 500, 600, 800,
1 000, 1 200,
(1 400), (1 600),
(1 800), (2 000),
(2 200), (2 400),
(2 600), (3 000)
Расстояние
между тарелками, мм
200, 300, 350,
400, 450, 600
(последнее при
установке люка)
Обозначение
ТСБ-II
Колпачок
Диаметр, мм Ширина, мм
–
–
Переливное
устройство
Основание
тарелки
Без переливного
устройства
Неразъемное
Разъемное
из нескольких
частей
Не нормализируется
ТСН-II
–
–
ТСН-III
–
–
ТСН-IV
–
–
84
Неразъемное
или разъемное
из нескольких
частей
Неразъемное
или разъемное
из двух половин на болтах
Разъемное
из нескольких
частей для
прохода через
люк
Таблица П2.2
Колонные аппараты с капсульными колпачками
Тип
тарелки
ТСК-1
ТСК-3
85
ТСК-Р
Колонный аппарат
Внутренний диаметр, мм
400
500
600
800
1 000
1 000
1 200
1 400
1 600
1 800
(2 000)
2 200
(2 400)
2 600
3 000
(1 200)
1 400
1 600
1 800
(2 000)
2 200
(2 400)
2 600
3 000
Площадь
поперечного
сечения Fк, м2
0,125
0,196
0,283
0,502
0,785
0,785
1,13
1,54
2,01
2,54
3,14
3,81
4,51
5,29
7,07
1,13
1,54
2,01
2,54
3,14
3,81
4,51
5,29
7,07
Диаметр
колпачка, мм
Число
колпачков
Длина
линии
сливнобарбо- го борта,
тажа, м
мм
Диаметр
переливной трубы, мм
80
6
10
13
29
34
27
34
56
66
96
129
147
163
208
284
41
56
70
100
129
151
169
212
288
1,51
2,51
3,25
7,29
8,54
8,50
10,7
17,6
20,7
30,1
40,5
46,2
51,2
65,3
89,2
12,9
18,5
22,0
31,4
40,5
47,4
53,1
66,6
90,5
–
57×3
57×3
89×4
108×4
–
–
–
–
–
–
–
–
–
–
–
–
–
–
–
–
–
–
–
100
100
85
235
300
355
500
585
585
770
870
1 000
1 100
1 140
1 420
1 680
1 740
2 040
720
870
1 000
1 100
1 140
1 420
1 680
1 740
2 040
Площадь сечения, м2
переливной
паровых
сегментной
патрубков
трубы
Fпатр
0,005
–
–
–
–
0,026
0,054
0,054
0,09
0,09
0,09
0,218
0,29
0,29
0,428
0,08
0,098
0,125
0,223
0,327
0,337
0,49
0,478
0,681
0,0120
0,0196
0,0255
0,0570
0,0667
0,0820
0,103
0,169
0,200
0,290
0,380
0,444
0,490
0,630
0,856
0,120
0,178
0,212
0,320
0,380
0,455
0,510
0,640
0,870
Fпатр
Fк
%
100,
9,5
10,0
9,0
11,4
8,5
10,4
9,0
11,1
10,0
11,4
12,1
11,7
10,9
11,9
12,1
10,6
11,6
10,0
11,4
12,1
12,4
11,3
12,1
12,3
Таблица П2.3
Характеристика капсульных колпачков
Тип тарелки
Диаметр
колонны,
мм
Высота, мм
Наружный
диаметр
колпачка прорези
колпачка
hкол
hпр
dн, мм
ТСК-1
400–1 000
80
80
ТСК-3
1 000–3 000
100
90
ТСК-Р
1 200–3 000
100
90
20
30
20
30
20
30
Ширина
прорези,
мм
Число
прорезей
4
30
4
36
4
36
Площадь
сечения
одной прорези, м2
Длина
линии барботажа, м
0,00008
0,00012
0,00008
0,00012
0,00008
0,00012
Патрубки
0,251
Наружный
диаметр,
мм
57
Толщина
стенки,
мм
3
0,314
70
3
0,314
70
3
86
Таблица П2.4
Колонные аппараты с тарелками типов ТСК-1, ТС и ТС-Р
Диаметр
колонного аппарата Dк , мм
Расстояние
между тарелками hм.т , мм
Высота
царги H ц , мм
Количество
тарелок в царге n, шт.
400
500
600
800
1 000
200
300
400
500
500
1 200
1 200
1 200
1 500
1 500
6
4
3
3
3
86
Таблица П2.5
Колонные аппараты с тарелками
типов ТСК-Р, ТС-РЦ/РБ, ТС-Р, ТС-Р2, ТС-РЦ/РБ, ТСЖК, ТСКП, ТСО
Диаметр
колонного
аппарата Dк , мм
1 000–1 600
2 000–2 600
2 800–4 000
Высота, мм
сепарационной
кубовой части
hкуб
части hсеп
800
2 000
1 000
2 500
1 200
3 000
Расстояние
между штуцерами
для уровнемера hур, мм
900
1 300
1 300
Таблица П2.6
Минимальные толщины стенок корпуса колонны
в зависимости от диаметра аппарата
Диаметр колонного аппарата
Dк , мм
1 000–1 800
2 000–2 600
2 800–3 200
3 400–3 800
4 000
Толщина стенки
δ, мм
10
12
14
18
24
87
Приложение 3
Размеры стальных труб (ГОСТ 10704–91)
Наружный диаметр × толщина
стенки, мм
16×1,6
18×1,8
20×2
22×2
24×2
25×2
25×2,5
26×2
26×2,5
30×2
30×2,5
32×2,5
32×3
38×2
38×3
40×2,5
40×3
45×2,5
45×3
48×2,5
48×3
51×2,5
51×3
54×3,5
57×3
57×3,5
60×3
60×3,5
Материал*
У
У, Н
У
У, Н
Н
У
У, Н
У
Н
У
Н, У
Н
У
Н
У
Наружный диаметр × толщина
стенки, мм
70×3
70×3,5
70×4
83×3,5
83×4
89×4,5
89×5
95×5
102×3
102×4
102×5
108×3
108×4
108×5
114×3
114×4
114×5
127×3
124×4
127×5
133×4
133×5
133×5,5
140×4
140×5
140×5,5
152×4
152×5
Материал
Н
У
Н
У
Н
У
У, Н
У
Н
У
*У – углеродистая сталь; Н – нержавеющая сталь.
88
Наружный диаметр × толщина
стенки, мм
159×6
159×8
168×6
168×8
180×4
180×5
194×4
194×5
219×4
219×5
245×8
245×9
273×8
273×9
325×9
325×10
377×10
406×9
406×10
426×11
530×9
530×10
630×9
630×10
720×9
720×10
820×12
920×12
Материал
Н
У
Н
У