 |
Основные условные обозначения
|
|
|
|
GF - расход исходной смеси, кг/с;
GD - расход дистиллята, кг/с;
GW - расход кубового остатка, кг/с;
- концентрация жидкой фазы соответственно в массовых и мольных долях;
у - концентрация паровой фазы соответственно в массовых и мольных долях;
L - расход жидкой фазы, кг/с;
G - расход паровой фазы, кг/с;
D - коэффициент диффузии, м2/с;
D, d - диаметр, м;
ρ - плотность, кг/м2;
μ - динамический коэффициент вязкости, Па∙с;
σ - поверхностное натяжение, Н/м;
R - флегмовое число;
M - мольная масса, кг/кмоль;
nТ - число теоретических ступеней разделения (число теоретических тарелок);
с - удельная теплоемкость, Дж/(кг∙К);
I, i - удельная энтальпия, Дж/кг;
τ - удельная теплота парообразования, Дж/кг;
T, t - температура К, оС;
p - парциальное давление компонента паровой фазы, Па;
а - относительная летучесть;
η - коэффициент полезного действия (к.п.д.);
ω - скорость потока, м/с;
m - коэффициент распределения компонента по фазам в условиях равновесия (тангенс угла наклона равновесной линии).
И н д е к с ы: н.к. – низкокипящий компонент; в.к. – высококипящий компонент; F - параметры исходной смеси; D - параметры дистиллята; W - параметры кубового остатка; ср - среднее значение; ж - жидкая фаза; п,у - паровая фаза; *- равновесное значение.
3.1. Общие положения
Ректификация – массообменный процесс разделения однородной смеси летучих компонентов, осуществляемый путем противоточного многократного взаимодействия паров, образующихся при перегонке, с жидкостью, образующейся при конденсации этих паров.
Технологическая схема с КИПиА ректификационной установки приведена на рис. 3.1.
Основным элементом установки является ректификационная колонна. Среди различных типов ректификационных колонн в промышленности (в особенности, в нефтепереработке) преимущественное использование имеют тарельчатые колонны. Из ассортимента стандартизованных тарелок наиболее широко применяются колпачковые ситчатые, решетчатые, клапанные. Описание устройства и работы тарелок приведены в [1,6,9,14,15,16].
|
|
|
Колпачковые (консульные) тарелки получили 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 колонных больших диаметров. Их производительность на 20-30% выше, чем у капсульных.
Рис.3.1. Технологическая схема с КИП и А ректификационной установки: 1 - теплообменник; 2 - колонна ректификационная; 3 - дефлегматор; 4 - распределительный стакан; 5 - холодильник дистиллята; 6 - теплообменник; 7 - сборник дистиллята; 8 - насос центробежный; 9 - сборник кубового остатка; 10 - насос центробежный; 11 - кипятильник; 12 - насос центробежный; 13 - сборник исходной смеси. Обозначено: 1.6 – вода оборотная; 1.8 – конденсат; 1.0 – вода сточная; 2.2 – пар насыщенный; 2.9 – пар из колонны; 3.1 – воздух атмосферный; 7.9.1 – исходная смесь; 7.9.2 – дистиллят, флегма; 7.9.3 – кубовый остаток
Клапанные тарелки по сравнению с колпачковыми имеют более высокую эффективность и на 20-40% большую 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 гидравлическое 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 раза большую, 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.
|
|
|
Технические характеристики стандартных колпачковых тарелок приведены в [2] (табл.8.6 на стр.228), [16] (табл.4.1 на стр.310), ситчатых тарелок – в [2] (табл. 8.7 на стр.229), [16](табл.4.2 на стр.311), клапанных тарелок – в [2] (табл.8.6 на стр. 230), [16] (табл.4.3. на стр.312). Данные по решетчатым тарелкам приведены в [2] (стр. 233-234). Схемы и описание конструкций тарелок даны в [15] (стр.256-262).
Целью расчета ректификационной установки является определение геометрических размеров основного аппарата – ректификационной колонны и теплообменников, используемых в качестве кипятильника, дефлегматора и подогревателя исходной смеси, а также определение режимных параметров процесса, материальных потоков и затрат энергии на процесс. На основании расчета и действующих нормативных материалов должно быть выбрано стандартное оборудование.
Расчет установки включает в себя технологический, гидравлический, кинетический, тепловой и механический расчеты.
Технологический расчет проводится с целью определения технологического режима, обеспечивающего заданное разделение смеси.
В ходе гидравлического расчета определяются скорости фаз в колонне, диаметр колонны, расстояние между тарелками для тарельчатых аппаратов, а при необходимости – величина общего гидравлического сопротивления колонны и диапазон допустимого изменения нагрузок.
Кинетический расчет проводится для определения высоты рабочей зоны аппарата и числа реальных тарелок в тарельчатых колоннах. В результате гидравлического и кинетического расчетов находятся основные геометрические размеры колонны – ее диаметр и высота.
Целью теплового расчета является выбор теплообменных аппаратов; дефлегматора кипятильника, подогревателя исходной смеси и теплообменников для охлаждения продуктов разделения. Кроме того, в ходе теплового расчета находятся расходы греющих и охлаждающих теплоносителей для соответствующих теплообменников.
Механический расчет включает в себя определение толщины обечайки, днища и крышки колонны, размеров опор колонны.
|
|
|
Перед выполнением проекта необходимо ознакомиться с основными свойствами разделяемой смеси и ее компонентов. Физико-химические и термодинамические свойства индивидуальных веществ и смесей, требуемые по ходу расчета, определяются в зависимости от температуры, давления и концентрации по справочникам [4, 15,17,18, 20÷27], что является далеко не полным перечнем справочной литературы по данному вопросу. При необходимости указанные величины получают расчетным путем. Некоторые свойства смесей (плотность, теплоемкость) рассчитывают по правилу аддитивности.
3.2. Задание на курсовой проект
Произвести расчет ректификационной установки непрерывного действия для разделения двухкомпонентной смеси.
Производительность установки по исходной смеси GF , т/ч. Исходная смесь содержит 
массовых процентов низкокипящего компонента (НК), дистиллят должен содержать 
массовых процентов НК, а кубовый остаток – 
массовых процентов НК.
Установка работает по схеме, представленной на рис. 3.1. Исходная смесь при температуре 
поступает в подогреватель 1, где за счет теплоты греющего сухого насыщенного водяного пара, имеющего избыточное давление Pn, нагревается до температуры кипения и с этой температурой подается в колонну.
Сухой насыщенный водяной пар с избыточным давлением используется и в качестве греющего теплоносителя в кипятильнике колонны 11. Выходящие из верха колонны пары исходной смеси поступают в дефлегматор 3, где частично конденсируется. Образовавшийся конденсат подается в качестве флегмы в колонну 2, а оставшиеся пары направляются в холодильник 5, где конденсируется, охлаждаются до температуры 
и в качестве готового продукта (НК) поступают в сборник дистиллята 7. Высококипящий компонент (ВК) из куба колонны 2 проходит через теплообменник 6, охлаждается и поступает в сборную емкость 9. Обеспечивающим, холодным теплоносителем в аппаратах 3,5 и 6 является вода с одинаковыми начальной 
(вход) и конечной 
(выход) температурами.
Колонна работает под атмосферным давлением.
|
|
|
Тип тарелок, разделяемая смесь и численные значения исходных параметров указаны в табл.3.: Использованы следующие обозначения типа тарелок: А-с консульными колпачками; С-ситчатые; П-решетчатые, провальные; К-клапанные.
3.3. Методика расчета ректификационной установки
Одной из основных задач расчета является определение действительного числа тарелок в ректификационной колонне. Существует несколько методов расчета числа тарелок. Наиболее известным является метод нахождения теоретического числа тарелок графическим способом на основе статики термодинамических фазовых равновесий с построением на ух – диаграмме равновесия ступеней концентраций.
Влияние кинетики процесса тепло-и массопередачи учитывается введением в расчет эмпирического поправочного коэффициента, получившего название к.п.д. тарелок. Необходимость введения этого коэффициента определяется не только отсутствием при контакте равновесия, но и в значительной степени неравномерностью распределения пара по площади тарелки, уносом жидкости и другими причинами.
Для упрощения расчетов принимают следующие допущения.
1. Число молей пара, движущегося в аппарате снизу вверх, одинаково в любом сечении аппарата (это количество пара образуется в кубе и поступает в дефлегматор); количество стекающей жидкости в верхней части колонны равно количеству флегмы, в нижней – количеству флегмы и исходной смеси.
2. При конденсации пара на верхней тарелке и в дефлегматоре не происходит существенного изменения состава; следовательно состав пара, уходящего из ректификационной колонны, равен составу дистиллята, т е. уэ = хэ.
3. Состав пара, поднимающегося из перегонного куба в колонну, равен составу жидкости, стекающей в куб из нижней части колонны, т.е. уw = хw.
4. Мольные теплоты испарения обоих компонентов равны (теплоты смешения компонентов разделяемой смеси равны нулю).
Таблица 3.1
Варианты заданий
| № зада- ния | Разделяемые компоненты НВ-ВК | Расход исходной смеси, GF, т/ч | Содержание НК,% массов. | Температура, оС | Избыточ.давл. гр.пара, РП, кг/см2 | Тип тарелок | Источники с данными по равнов. фаз | |||||
|
|
|
|
|
|
|
| ||||||
| Метиловый спирт-вода | 9,5 | 3,2 | С | [4,28,2] | ||||||||
| Бензол-толуол | 10,2 | 2,2 | К | [28,2] | ||||||||
| Бензол-уксусная кислота | 11,6 | 3,1 | А | [28,2] | ||||||||
| Ацетон-бензол | 9,8 | 3,6 | П | [28,2] | ||||||||
| Ацетон-вода | 12,3 | 2,0 | С | [28,2] | ||||||||
| Ацетон-этанол | 8,6 | 2,6 | К | [28,2] | ||||||||
| Муравьиная кислота- уксусная кислота | 11,2 | 4,2 | А | [28,2] | ||||||||
| Сероуглерод- четырех хлорный углерод | 9,4 | 1,8 | П | [28,2] | ||||||||
| Хлороформ-бензол | 9,6 | 2,5 | 2,4 | С | [4,28,2] | |||||||
| Этанол-вода | 11,8 | 3,0 | К | [28,2] | ||||||||
| Продолжение таблицы 3.1 | ||||||||||||
| Вода-уксусная кислота | 4,2 | А | [4,28,2] | |||||||||
| Этиловый спирт-бензол | 0,6 | 4,5 | П | [28,2] | ||||||||
| Метиловый спирт-вода | 11,4 | 1,4 | 3,0 | С | [28,2] | |||||||
| Ацетон-вода | 14,5 | 1,6 | К | [28,2] | ||||||||
| Ацетон – этиловый спирт | 1,5 | 2,8 | А | [28,2] | ||||||||
| Ацетон-бензол | 1,4 | 3,4 | П | [28,2] | ||||||||
| Метиловый спирт-вода | 10,2 | 0,6 | 2,0 | С | [28,2] | |||||||
| Метиловый спирт-этиловый спирт | 0,8 | 2,5 | К | [28,2] | ||||||||
| Вода-уксусная кислота | 15,5 | 4,2 | А | [28,2] | ||||||||
| Бензол-толуол | 4,4 | П | [28,2] | |||||||||
| Ацетон-бензол | 8,2 | 3,8 | С | [28,2] | ||||||||
| Муравьиная кислота и уксусная кислота | 4,0 | К | [28,2] |
5. Исходная смесь подается в колонну нагретой до температуры кипения на питающей тарелке.
|
|
|
6. В процессе ректификации отсутствуют материальные потери.
7. Обогрев проводится глухим паром.
При выполнении курсового проекта могут быть рекомендованы следующие обязательные действия. Можно рекомендовать именовать разделы пояснительной записки в соответствии с приведенными ниже названиями пунктов.
3.3.1. Определение расходов дистиллята и кубового остатка
Расходы продуктов (дистиллята и кубового остатка) определяются из уравнений материального баланса для колонны по всей смеси.
GF=GD+GW (3.1)
и по легколетучему компоненту
(3.2)
Решая совместно уравнения (3.1) и (3.2) при известной производительности колонны по исходной смеси находятся расходы дистиллята и кубового остатка.
Массовые расходы продуктов и исходной смеси необходимо перевести в мольные. Для этого осуществляется пересчет концентраций из массовых долей в мольные.
(3.3)
Мольный расход исходной смеси 
(3.4)
где мольная масса смеси 
(3.5)
Мольный расход дистиллята 
(3.6)
где мольная масса дистиллята 
(3.7)
Мольный расход кубового остатка 
(3.8)
где мольная масса кубового остатка 
(3.9)
3.3.2. Построение диаграммы у-х и t-х,у
Для дальнейших расчетов строятся диаграммы у-х и t – х,у. В диаграмме у- х (рис.3.2.) по оси ординат охлаждаются составы пара, по оси абсцисс – составы жидкости. При одинаковых масштабах по осям диаграмма представляет собой квадрат со сторонами у=100%, х=100%. В диаграмме строится диагональ у=х, кривая равновесия фаз у = f(х) и линии рабочих концентраций для исчерпывающей и укрепляющей частей колонны. Кривая фазового равновесия строится на основе экспериментальных данных для соответствующей смеси, приведенных в источниках, указанных в заданных, а так же в [20]. После построения линии фазового равновесия на оси абсцисс охлаждаются составы исходной смеси и продуктов, выраженные в мольных долях.
Диаграмма t=х,у (рис.3.3) строится для определения температур пара и жидкости в колонне. Так же как и диаграмма у-х, диаграмма t=х,у строятся по данным равновесия соответствующей смеси.
Рис.3.2. Диаграмма у-х Рис.3.3 Диаграмма t-х,у
3.3.3. Определение оптимального флегмового числа
и внутренних потоков в колонне
Для построения линий рабочих концентраций в диаграмме определяется рабочее (оптимальное) флегмовое число. Область рабочего флегмового числа ограничивается двумя предельными значениями:
1) минимального флегмового числа R=Rmin, что соответствует бесконечному числу ступеней контакта фаз;
2) бесконечного флегмового числа R = ∞, что соответствует минимальному числу ступеней контакта фаз.
Уравнения линий рабочих концентраций представляют собой уравнения материального баланса для исчерпывающей (нижней) и укрепляющей (верхней) частей колонны и имеют вид:
для исчерпывающей части
, (3.10)
где f = GF/GD - количество исходных смеси на единицу готового продукта;
для укрепляющей части
. (3.11)
Уравнения (3.10) и (3.11) являются уравнениями прямых.
На рис. 3.2 представлено положение рабочих линий для указанных предельных случаев. При R = ∞ рабочие линии совпадают с диагональю диаграммы.
Ниже рассмотрена методика определения оптимального флегмового числа из условия минимального объема колонны. Вначале определяется минимальное число Rmin по уравнению
. (3.12)
или графически из диаграммы у-х. При расчете Rmin по уравнению (3.12) состав пара 
, находящийся в равновесии с исходной смесью состава находится из диаграммы, как показано на рис. При графическом расчете линия рабочих концентраций верхней части колонны, соответствующая условию минимального флегмового числа, продолжается до пересечения с осью ординат (рис.3.2) отсекая на ней отрезок. Измерив величину отрезка Bmax и выразив ее в мольных долях, из последнего равенства определяется Rmin.
Оптимальное флегмовое число определяют из графика, вид которого приведен на рис.3.4. Для построения этого графика задаются рядом значения коэффициента избытка флегмы β, в пределах от 1,1 до 5 и по уравнению
R=βRmin (3.13)
подсчитывают ряд значений текущего флегмового числа.
Для каждого текущего значения флегмового числа строится диаграмма у-х с целью расчета числа единиц переноса.
При известном флегмовом числе рабочие линии в диаграмме у-х строятся следующим образом. По формуле диаграмма у-х с целью расчета числа единиц переноса. При известном флегмовом числе рабочие линии в диаграмме у-х строятся следующим образом. По формуле
(3.14)
подсчитывается значение отрезка B, который охлаждается от начала координат по оси у (рис.3.5). Полученная точка Асоединяется прямой с точкой С на диагонали диаграммы. Отрезок СD представляет собой линию рабочих концентраций верхней части колонны. Рабочую линию нижней части колонны получим, соединив прямой точку D с точкой E на диагонали диаграммы.
Число единиц переноса nу, рассчитанное по паровой фазе, определяется выражением
. (3.15)
Вычисление интеграла проводится графически. Для этого, задавшись рядом значений у в пределах от уW до уD, определяются равновесные концентрации у*, как показано на рис.3.5, затем вычисляются движущие силы процесса у*- у и величины, обратные им, т.е. 
. По значениям у и 
строится график (рис.3.6), на котором измеряется площадь, ограниченная построенной кривой, осью абсцисс и ординатами уW и уD. Число единиц переноса nу получается умножением измеренной площади на соответствующие масштабы по осям.
Рис.3.6. Определение числа единиц переноса
Значение nу рассчитывается для каждого значения текущего флегмового числа, после чего строится график nу(R+1)=f(R) (рис.3.4). Минимум на кривой соответствует оптимальному (рабочему) флегмовому числу R.
Для приближенных расчетов используют эмпирическое уравнение
R= 1,3 Rmin +0,3. (3.16)
Зная значение рабочего флегмового числа, определяют внутренние потоки в колонне:
расход пара G=GD(R +1 ); (3.17)
расход жидкости в верхней части колонны LB=GD∙R: (3.18)
расход жидкости в нижней части колонны LH=LB+GF. (3.19)
3.3.4. Определение числа теоретических
и действительных тарелок
Упомянутый выше метод нахождения теоретического числа тарелок графическим способом состоит в следующем. На диаграмме у-х (см. рис. 3.2) между линией равновесия и рабочими линиями колонны вписываются теоретические ступени изменения концентрации, то есть строится ступенчатая линия, состоящая из горизонтальных и вертикальных отрезков, в пределах изменения х от xD до xW. Количество ступеней есть теоретическое число тарелок nТ. Для определения действительного числа тарелок
(3.20)
нужно знать коэффициент полезного действия тарелки ηТ, который изменяется в широких пределах, от 0,2 до 0,9. Его можно вычислить по эмпирическому уравнению
, (3.21)
где 
– вязкость разгоняемой жидкости (исходная смесь), спз; 
- относительная летучесть, определяется выражением
, (3.22)
где ps,нк и ps,вк - давления насыщенного пара низкокипящего и высококипящего компонентов при температуре исходной смеси (питание колонны). Относительную летучесть можно также найти по формуле
, (3.23)
где ТВК и ТНК - температуры кипения компонентов при давлении в колонне, К.
Для определения ηT можно воспользоваться также графиком в [2], (рис.8.1 на стр. 221).
Для более точного определения числа действительных тарелок в колонне между равновесной и рабочими линиями диаграммы у-х строится кинетическая кривая. С этой целью задаются рядом произвольных значений х в пределах от xW до xD и для каждого значения х проводятся вертикальные прямые АСмежду рабочими и равновесной линиями (рис.3.7). Затем подсчитываются коэффициенты массоотдачи в фазах. Расчет коэффициентов массоотдачи на колпачковых и ситчатых тарелках проводится по уравнениям
; (3.24)
, (3.25)
где 
- критерий Рейнольдса для пара; 
- диффузионный критерий Прандтля для жидкости; l = 1м - линейный размер, принятый при обработке опытных данных; Мср - средняя молекулярная масса жидкости в колонне; Dу и Dх - коэффициенты диффузии пара и жидкости, м2/с.
Рис.3.7. Определение числа действительных тарелок
Плотности и вязкости фаз подставляются в уравнения (3.24) и (3.25) при средних температурах и составах фаз в колонне. Расчет коэффициентов молекулярной диффузии приведен в [4],(стр.288-289) и в [23, 24]. Расчет коэффициентов массоотдачи для тарелок других конструкций приведен в [30], (стр.702-704).
По рассчитанным βу и βх для каждого значения х определяется коэффициент массопередачи
, (3.26)
где тангенс угла наклона линии равновесия для каждого значения х
. (3.27)
Значения у*, у, х* определяются из диаграммы у-х по заданным х, как показано на рис. 3.8.
При каждом значении х рассчитывается число единиц переноса для одной тарелки
(3.28)
и определяются величины 
, где е = 2,718 – основание натуральных логарифмов. Рабочая площадь тарелки SТ определяется как разность между площадью полного сечения колонны и площадью сечения переливного устройства. После этого для каждого х подсчитываются величины отрезков
. (3.29)
От точки Сна кривой равновесия откладываются по вертикалям отрезки ВС (рис.3.7) и через полученные таким образом точки Впроводят кинетическую кривую.
Рис.3.8. К расчету тангенса угла наклона линии равновесия
Проводя последовательно вертикали и горизонтали между кинетической кривой и рабочими линиями от хW до хD (рис.3.7), строятся ступени изменения концентраций, число которых равно числу реальных тарелок в колонне.
Высота тарельчатой части колонны определяется по соотношению
HT = hм.т (n -1 ), (3.30)
где hм.т - расстояние между тарелками.
Предварительно принимается hм.т = 0,3÷0,4 м, а затем устанавливается методом подбора после определения диаметра колонны D с учетом рекомендаций: hм.т = 0,3м при D ≤ 0,8м; hм.т = 0,34 D0,57 м при D > 0,8м.
При определении действительного числа тарелок с использованием кинетической кривой необходимо сначала выполнить гидравлический расчет колонны, включающий определение скорости пара, диаметра колонны, выбор типоразмера нормализованной тарелки и ее гидравлического сопротивления.
Пример расчета числа реальных тарелок с построением кинетической кривой приведен в [4], (стр.345).
3.3.5. Расчет скорости пара
Скорость пара в полном сечении тарельчатых колонн рекомендуется [4] рассчитывать по уравнению
(3.31)
где С – коэффициент, зависящий от конструкции тарелки, расстояний между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости. На рис.3.9 приведена зависимость коэффициента С от межтарельчатого расстояния для ситчатых и колпачковых тарелок, работающих при атмосферном давлении и средних нагрузках по жидкости [4]. Более общий график для коэффициента С приведен в [2], (рис.8.2 на стр. 222). Нормализованные расстояния между тарелками различных конструкций приведены в [30], (стр.705,706), и в [7]. В дальнейшем необходимо проверить обеспечивает ли принятое межтарельчатое расстояние нормальную работу переливных устройств (см.пункт 3.3.7).
Рис.3.9. Значение коэффициента С:
1- ситчатые тарелки; 2,3 – тарелки с круглыми колпачками
Методика расчета скорости пара в колоннах с другими конструкциями тарелок изложена в [2], (стр.233), [6], (стр. 214-216, 259), [30], (стр.262-274).
3.3.6. Расчет диаметра и общей высоты колонны
Диаметр колонны определяется из уравнения расхода по рассчитанной величине скорости пара в полном сечении колонны
. (3.32)
Среднее значение объемного расхода пара в колонне подсчитывается как
, (3.33)
где ро =0,1013 МПа; T0 =273 К – нормальные условия.
По расчетному диаметру колонны выбирается ближайший стандартный диаметр, значения которых, принятые в химической промышленности, приведены в [30], (стр.705,706).
Можно воспользоваться также нормальным рядом диаметров колонны, принятым в нефтяной промышленности: 1,0; 1,2; 1,4; 1,6; 1,8; 2,0; 2,2; 2,4; 2,6; 2,8; 3,0; 3,3; 3,4; 3,6; 3,8; 4,0; 4,5; 5,0; 5,5; 6,0; 6,4; 7,0; 8,0; 9,0 [16].
Из выражения (3.32) вычисляется действительная скорость пара в полном сечении колонны стандартного диаметра.
По выбранному стандартному диаметру колонны D, с использованием данных [2], (табл.8.6 на стр. 228; табл.8.7 на стр.229; табл.8.8 на стр.230; табл.8.9 на стр. 234) или данных в [5,16,30], определяются тип и типоразмер стандартной тарелки. Выписываются основные технические характеристики тарелки.
Общая высота ректификационной колонны
Н=НТ+h1+h2,
где h1 - высота сепарационной части колонны, м; h2 - расстояние от нижней тарелки до днища, м.
Значения h1 и h2 выбираются в соответствии с рекомендациями [2], (табл.8.2 на стр.220).
3.3.7. Гидравлическое сопротивление тарельчатых колонн
Гидравлическое сопротивление орошаемой тарелки рассчитывается как сумма трех слагаемых
, (3.34)
где сопротивление сухой тарелки
. (3.35)
Ниже приведены значения коэффициентов сопротивлений тарелок различных конструкций [4, 6]:
колпачковая 4,5-5,0
ситчатая со свободным сечением отверстий 7-10% 1,82
ситчатая со свободным сечением отверстий 11-25% 1,45
ситчатая с отбойниками 1,5
клапанная 3,6
струйная с элементами нормальных размеров 1,2
решетчатая провальная 1,4-1,5
Скорость пара в наиболее узком сечении тарелки определяется через отношение площади прохода паров Sо (дана в таблицах в [2]) к площади полного сечения колонны S =0,785 D2:
. (3.36)
Сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения,
, (3.37)
где σ - поверхностное натяжение, Н/м; dэ - эквивалентный диаметр, м.
Для колпачковых тарелок 
, где f - площадь сечения прорези колпачка; П - периметр прорези. Для ситчатых тарелок эквивалентный диаметр равен диаметру отверстия, для решетчатых – удвоенной ширине щели. Из-за относительной малости величины Δрσ ею часто пренебрегают.
Сопротивление парожидкостного слоя на колпачковой тарелке рассчитывается по уравнению [4]
, (3.38)
где k = 0,5 – относительная плотность пены на тарелке; e - высота прорези колпачка, берется из справочника [30], (стр.708); l - расстояние от верхнего края прорези до сливного порога, принимается равным 15÷40 мм; Δh - уровень жидкости над сливным порогом
; (3.39)
Vк - объемный расход жидкости, м3/с; Пс - периметр слива, м. Размеры переливных труб см. [30], (стр.707).
Сопротивление парожидкостного слоя на ситчатой тарелке с переливным устройством [4]
, (3.40)
где hпер =25-50 мм – высота сливной перегородки, [2]; Δh - уровень жидкости над сливной перегородкой, м, определяют по уравнению (3.39).
Расчет сопротивления слоя парожидкостной эмульсии для тарелок других конструкций изложен в [2, 6, 15 (стр.275-291].
По рассчитанному значению гидравлического сопротивления тарелки проверяется, обеспечит ли принятое межтарельчатое расстояние нормальную работу переливных устройств. Должно выполняться условие
.
Сопротивление всех тарелок колонны
, (3.41)
где n- число тарелок.
3.3.8. Выбор материала и расчет толщины слоя
тепловой изоляции колонны
Расчет проводится по упрощенному подходу, изложенному в разделе 2.7. Используются уравнения для плоской стенки. Температура внутренней поверхности слоя тепловой изоляции принимается равной средней температуре пара в колонне (она же – температура стенки колонны) tст. Значение температуры наружной поверхности слоя изоляции принимается из интервала tиз =40÷55 оС. Температура окружающей атмосферы может быть принята равной t0 =0 оС.
Расчет заканчивает определением теряемого через тепловую изоляцию в окружающую атмосферу тепла
Qпот=qизSиз, Вт,(3.42)
где qиз - плотность потока тепла через изоляцию, Вт/м2 ; Sиз - площадь поверхности теплоизоляции колонны (по наружному обмеру изоляции), м2.
3.3.9. Тепловой расчет установки
Тепловая нагрузка кипятильника определяется из уравнения теплового баланса установки
, (3.43)
где массовые теплоемкости исходной смеси и продуктов рассчитываются как функции теплоемкостей чистых компонентов:
; (3.44)
; (3.45)
. (3.46)
Удельная теплота конденсации пара продукта
. (3.47)
Тепловая нагрузка подогревателя исходной смеси подсчитывается по уравнению
. (3.48)
где t 
– начальная температура исходной смеси (см. задание).
Температура исходной смеси на вхо
|
|
|
