1. РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ УСТАНОВКИ НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ. ОСНОВНЫЕ ПОЛОЖЕНИЯ И РАСЧЕТНЫЕ ФОРМУЛЫ

Ректификацией называется процесс разделения однородных гомогенных смесей на составляющие вещества или группы составляющих веществ путем взаимодействия пара и жидкости, не находящихся в термодинамическом равновесии. При взаимодействии пара и жидкости компоненты перераспределяются между фазами: пар обогащается легколетучим компонентом или низкокипящим (НК), а жидкость - высококипящим компонентом (ВК).

В основе любого метода расчета лежит ряд исходных допущений, упрощающих расчетную процедуру. При расчете ректификационной установки принимаем следующие допущения:

1. Состав жидкости, стекающий в куб колонны, равен составу пара, поднимающегося из кипятильника в колонну (x_w = y_w).

2. Состав пара, поступающего из колонны в дефлегматор, равен составу жидкости, стекающей из дефлегматора в колонну (y_p = x_p).

3. Скрытые мольные теплоты парообразования компонентов смеси равны, а это значит, что один кмоль сконденсировавшегося пара испаряет один кмоль жидкости, вследствие чего, количество пара, поднимающегося по колонне, не меняется.

4. Исходная смесь поступает в колонну при температуре кипения.

Связь между равновесными концентрациями жидкости и пара для идеальных растворов устанавливается на основании законов Рауля и Дальтона. На основании данных по равновесию могут быть построены графики:

1) кривая равновесия у-х;

2) изобара температур кипения и конденсации t - x, y.

1.1 Материальный баланс

Материальный баланс для всей ректификационной установки может быть представлен двумя уравнениями

по всему потоку:

GF = GP + GW,	2.1

по низкокипящему компоненту:

GF . aF = GP . aP + GW . aW,	2.2

где G_F - расход исходной смеси, подаваемой на разделение, кг/с;

G_P - расход дистиллята, кг/с;

G_W - расход кубового остатка, кг/с;

a_F, a_P, a_W - содержание низкокипящего компонента в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке, соответственно, масс. доли.

Уравнения (2.1) и (2.2) позволяют определить расход дистиллята и кубового остатка:

,	2.3
.	2.4

1.2 Определение минимального и действительного флегмового числа

Минимальное флегмовое число R_min может быть определено по формуле



,	2.5

где X_F, Х_Р - концентрации низкокипящего компонента в исходной смеси и дистилляте, соответственно, мольные доли;

у_F^* - концентрация низкокипящего компонента в паре, равновесном с исходной смесью, мольные доли.

Величину R_min можно определить и графически. Для этого проводят рабочую линию укрепляющей части колонны () через две точки с координатами Х_Р, У_Р и Х_F, У_F* до пересечения с осью 0-У (рис. 2.1). Зная величину отрезка В_max, можно определить R_min:

	2.6

Действительное (рабочее) флегмовое число определяется из соотношения:

R = KR . Rmin,	2.7

где K_R - коэффициент избытка флегмы, K_R = 1,22,5.



Рисунок 2.1 - К определению минимального флегмового числа.

Диаметр тарельчатой ректификационной колонны

Диаметр тарельчатой ректификационной колонны можно определить по уравнению:

, 2.8	(2.1)

где V_y - расход, проходящего по колонне пара, м³/с;

W - скорость пара, отнесенная к полному поперечному сечению колонны, м/с.

Рекомендуемую скорость пара в колонне рассчитывают по формуле [1]

,	2.9

где с_х и с_у - плотности жидкости и пара, кг/м³;

С - коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне.



Рисунок 2.2 - К определению коэффициента "С": А, Б - колпачковые тарелки с круглыми колпачками; В - ситчатые тарелки.

На рис. 2.2 [1] представлены в зависимости от расстояния между тарелками h значения коэффициента "С" для ректификационных колонн, работающих при атмосферном давлении.

Высота тарельчатой колонны

Общая высота колонны определяется по уравнению

H = (n - 1) . h + Hсеп + Hкуб,	2.10

где n - число действительных тарелок в колонне;

h - расстояние между тарелками, м;

H_сеп - высота сепарационной части колонны, м;

H_куб - высота кубовой части колонны, м.

Высоты H_сеп и H_куб для нормализованных колонн различных диаметров указаны в таблице 2.1.

Таблица 2.1 - Высота сепарационной и кубовой частей колонн в зависимости от диаметра

D, мм	Hсеп, мм	Hкуб, мм
1000-1800	800	2000
2000-2600	1000	2500
2800-4000	1200	3000

Построение кинетической кривой и определение числа действительных тарелок

Процесс ректификации относится к группе массообменных процессов, кинетические закономерности которых описываются уравнениями массопередачи. В дифференциальной форме для элемента межфазной поверхности уравнение массопередачи записывается следующим образом

Gy . dy = Кy . (y* - y) . dF,	2.11

где К_y - коэффициент массопередачи, отнесенный к движущей силе, выраженной концентрациями паровой фазы;

F - поверхность межфазового контакта;

y* - концентрация НКК в паровой фазе, равновесная с концентрацией в жидкой фазе х.

Большинство тарельчатых аппаратов по характеру поля концентраций, существующему на тарелке, может быть отнесено к аппаратам полного смешения по жидкости и полного вытеснения по пару.

На рис. 2.3 приведена схема поля концентраций на тарелке. Пар концентрации у_н поступает на тарелку и взаимодействует с жидкостью, находящейся на тарелке. В процессе своего движения через слой, пар постепенно изменяет свою концентрацию от у_н до у_к. Жидкость приходит на тарелку с концентрацией х_н. На тарелке она полностью перемешивается и имеет постоянный состав, равный х_к. С концентрацией х_к жидкость сливается с тарелки.

Из уравнения (2.11) с учетом поля концентраций, существующего на тарелке, легко получить

;

откуда

.	2.12

Если х_к - концентрация низкокипящего компонента в жидкости на n-ой тарелке колонны, то положение точек у_к, х_к на диаграмме у-х легко получить, используя соотношение (2.12), так как

.	2.13

Совокупность всех точек с координатами у_к, х_к в пределах изменения концентраций x_wх_p дает кривую линию, которая называется кинетической кривой.

Построение кинетической кривой проводят в следующей последовательности:

а) На диаграмму у-х наносят равновесную и рабочую (при действительном флегмовом числе) линии.

б) В пределах x_wх_p выбирают ряд значений х (обычно 7-10 значений).



Рисунок 2.3 - Схема поля концентраций на тарелке.

в) Для каждого выбранного значения х по уравнению (2.13) вычисляется величина y* - y_к. Необходимая для этого вычисления величина y* - y_н определяется на диаграмме у-х (рис. 2.3), как разность между равновесной и рабочей концентрациями для каждого выбранного значения х.

г) Полученные отрезки откладывают от равновесной линии вниз.

д) В результате проведенного построения полученные точки соединяют плавной кривой.

Построенная кривая и является кинетической кривой.

При известной кинетической кривой число действительных тарелок, которое обеспечивает заданную четкость разделения, определяется путем построения ступенчатой линии между рабочими линиями и кинетической кривой от x_w до x_p. Число ступеней в пределах этих концентраций равно числу действительных тарелок.

Для практического использования уравнения (2.13) необходимо располагать значениями комплекса

,	2.14

в который входит величина поверхности межфазного контакта F. Поскольку достаточно трудно определить поверхность межфазного контакта, выражение (2.14) модифицируют на основе допущения о пропорциональности поверхности межфазового контакта рабочей площади тарелки

F = a . Fp,	2.15

где F_p - рабочая площадь тарелки, м²;

a - коэффициент пропорциональности.

Если подставить (2.15) в (2.14) и ввести обозначения

К_y ^. a = К_уf,

где К_yf - коэффициент массопередачи, отнесенный к рабочей площади тарелки, то легко получить

.	2.16

Коэффициент массопередачи К_yf определяется по известному закону аддитивности фазовых сопротивлений



,	2.17

где в_yf - коэффициент массоотдачи в паровой фазе, отнесенный к рабочей площади тарелки;

в_хf - коэффициент массоотдачи в жидкой фазе, отнесенный к рабочей площади тарелки;

m - угловой коэффициент линии равновесия.

Угловой коэффициент зависит от концентрации, поэтому комплекс не остается постоянным по высоте колонны и его необходимо вычислять для каждого выбранного значения х.

Рабочая площадь F_p определяется по геометрическим размерам тарелки, можно использовать Приложение В, таблицы В.1, В.2, В.3.

Расчетные уравнения для определения коэффициентов массоотдачи

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе для ситчатых и колпачковых тарелок определяется из уравнения:

,	2.18

где с_{х ср} - средняя плотность жидкой фазы, кг/м³;

D_х(t) - коэффициент диффузии при средней температуре жидкости, м²/с;

М_{х ср} - средняя молекулярная масса жидкости, кг/кмоль;

h - линейный размер, h = 1 м;

- диффузионный критерий Прандтля, равный ;

м_{х ср} - динамический коэффициент вязкости жидкости, Па ^. с.

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе для колпачковых и приближенно для ситчатых тарелок можно определить по уравнению

,	2.19

где D_y - коэффициент диффузии в паровой фазе, м²/с;

- критерий Рейнольдса;

W - скорость пара в колонне, м/с;

с_{у ср} - средняя плотность пара, кг/м³;

м_{у ср} - динамический коэффициент вязкости пара, Па ^. с;

h - линейный размер, h = 1 м.

1.3 Гидравлическое сопротивление тарельчатой колонны

Гидравлическое сопротивление ректификационной колонны и, как элемента его, отдельной тарелки, являются важным показателем работы, определяющим в конечном итоге минимальное расстояние между тарелками и определяющим работу переливного устройства.

Полное гидравлическое сопротивление колонны ДР_к определяется по формуле:

ДРк = n . ДРт,	2.20

где ДР_т - гидравлическое сопротивление тарелки, Па.

Независимо от типа тарелки, общее гидравлическое сопротивление тарелки ДР_т можно рассматривать как сумму трех составляющих:

ДРт = ДРсух + ДРу + ДРст,	2.21

где ДР_сух - сопротивление сухой тарелки, Па;

ДР_у - сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения, Па;

ДР_ст - статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па.

Иногда при расчетах ДР_у не учитывают ввиду ее небольшой величины.

Гидравлическое сопротивление ситчатой тарелки

Сопротивление сухой тарелки может быть рассчитано:

,	2.22

где W_o - скорость пара в отверстиях тарелки, м/с;

ж - коэффициент сопротивления, зависящий от свободного сечения отверстий.

ж = 1,82 - для ситчатых тарелок, у которых свободное сечение отверстий составляет 7-10% от общей площади сечения колонны;

ж = 1,45 - для ситчатых тарелок, у которых свободное сечение отверстий составляет 15-20% от общей площади сечения колонны.

Сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения ситчатых тарелок определяется уравнениями:

с отверстием диаметром меньше 1 мм

	2.23

и с отверстием диаметром более 1 мм [2]

,	2.24

где d_o - диаметр отверстий, м;

у - поверхностное натяжение, н/м.

Для определения статического давления жидкости на тарелке можно рекомендовать следующую зависимость [2]:

,	2.35

где К - отношение плотности пены к плотности жидкой фазы, рекомендуется принимать К = 0,5;

h_пер - высота перелива, м;

L - расход жидкой фазы, м³/ч;

l_сл - длина сливного борта, м;

m - коэффициент расхода через перелив.

При интенсивности потока - m = 6400; если - m = 10000.

После определения гидравлического сопротивления тарелки рекомендуется проверить достаточность принятого расстояния h между тарелками по соотношению:

.	2.26

Гидравлическое сопротивление колпачковой и клапанной тарелок

Сопротивление сухой тарелки рассчитывается по уравнению (2.22). Коэффициент гидравлического сопротивления ж для колпачковой тарелки можно принять равным 4,5-5,0 [2], а для клапанной - коэффициент гидравлического сопротивления открытого клапана - 4,7 [3].

Сопротивление слоя жидкости на тарелке можно определить по упрощенной зависимости [4]:



,	2.27

где h_г.б - глубина барботажа, м; рпрп

h_пр - высота открытия прорези, м;

Дh - перепад уровня жидкости на тарелке по пути ее движения, м.

Величину перепада уровня жидкости на тарелке можно ориентировочно оценить по зависимости

,	2.28

где л_э - эквивалентный коэффициент сопротивления перетоку жидкости по тарелке;

l_х - длина пути жидкости на тарелке, м;

П - периметр слива, м;

V_х - расход жидкости, протекающий через переливное устройство, м³/с;

h_пор - высота сливного порога на тарелке, м;

h_сл - высота подпора жидкости над сливным порогом, м.

Для нормализованных тарелок с перекрестным движением пара и жидкости можно принять следующие значения л_э: для тарелок с капсульными колпачками л_э 16 ^. l_х; для клапанных тарелок л_э 8 ^. l_х.

Расположение колпачка и сливного порога, а также основные параметры колпачковой тарелки приведены на рисунках 2.4 и 2.5.

Глубину барботажа (м) можно рассчитать согласно рекомендациям [5]:

,	2.29

где Р - абсолютное давление в колонне, Па.

Высоту открытия прорези можно определить по уравнению

,	2.30

где V_y - расход пара в колонне, м³/с;

m - количество колпачков на тарелке;

z - количество прорезей в одном колпачке;

b - расчетная ширина прорези, м.

Высота сливного порога на колпачковых тарелках

hпор = hг.б - hсл + hпр + hу,	2.31

где h_сл - высота подпора жидкости над сливным порогом, м;

h_у - высота установки колпачка, м; принимают от 0 до 10 мм.

Высота сливного порога на клапанных тарелках

hпор = hг.б - hсл .

Высота подпора жидкости над сливным порогом (м):

.	2.32

В промышленных колоннах допускается брызгоунос до 0,1кг жидкости / кг пара. Относительный унос жидкости U можно рассчитать по уравнению



Рисунок 2.4 - Расположение колпачка и сливного порога.

Рисунок 2.5 - Основные параметры колпачковой тарелки.

,	2.33

где h_пн - высота пены, образующейся на тарелках.

у_х - поверхностное натяжение жидкости, н/м;

значение коэффициента К₁ и показателя степени n приведены в таблице В.6 Приложения.

Высоту слоя пены можно ориентировочно оценить по формуле:

.	3.34

Расчет диаметра штуцеров

Определяются только те штуцера, через которые проходят известные по величине материальные потоки: штуцер подачи исходной смеси, штуцер выхода паров из колонны, штуцер подачи флегмы, штуцер выхода кубового остатка, штуцер выхода кубовой жидкости, которая подается на кипятильник.

Диаметр штуцера рассчитывается по уравнению постоянства расхода:

,	2.35

где V - объемная производительность, м³/с;

W - скорость движения потока, м/с.

Объемная производительность потока определяется делением массовой производительности на плотность потока. Скорость движения потока принимается ориентировочно:

- жидкости при движении самотеком W = 0,1-0,5 м/с;

- жидкости в напорных трубопроводах W = 0,5-2,5 м/с;

- пар (газ) при атмосферном давлении W = 5-20 м/с.

Далее подбирается стандартный размер трубы для изготовления штуцера по [6].

1.4 Тепловые расчеты

Тепловые расчеты выполняются с целью определения поверхностей теплообмена теплообменников, предусмотренных технологической схемой, а именно: подогревателя исходной смеси, дефлегматора, кипятильника, холодильников дистиллята и кубового остатка, а также определения расхода греющего водяного пара и охлаждающей воды.

Поверхность теплообмена оценивается по основному уравнению теплопередачи:

Q = К . F . Дtср,	2.37

где Q - тепловая нагрузка аппарата, Вт;

К - коэффициент теплопередачи, Вт/м^{2 .} К;

Дt_ср - средняя разность температур, °С.

Средняя разность температур может быть рассчитана

,	2.38

если , или

,	2.39

если .

Тепловая нагрузка определяется из уравнения теплового баланса для данного теплообменного аппарата.

Расход охлаждающей воды G_в определяем

,	2.40

где С_в - средняя удельная теплоемкость воды при , Дж/кг ^. К;

t_н, t_к - начальная и конечная температура охлаждающей воды, °С.

Если для нагревания используется сухой насыщенный греющий пар, то его расход можно определить по формуле:

,	2.41

где r - удельная теплота парообразования, при заданном значении давления греющего пара, Дж/кг.

Определив теплопередающую поверхность, подбирается стандартный теплообменный аппарат. Для этой цели можно использовать [6].

2. ПРИМЕР РАСЧЕТА ТАРЕЛЬЧАТОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СМЕСИ МЕТИЛОВЫЙ СПИРТ - ВОДА

Задание

Производительность по исходной смеси - 6 т/ч;

Концентрация метилового спирта:

в исходной смеси- a_F = 45% (масс.),

в дистилляте- a_Р = 98% (масс.),

в кубовом остатке- a_W = 1,5% (масс.).

Температура:

охлаждающей воды- 12 °С,

дистиллята после холодильника- 23 °С,

кубового остатка после холодильника - 28 °С,

исходной смеси- 19 °С.

Давление насыщенного водяного пара - 5 кгс/см²,

Коэффициент избытка флегмы - 1,5.

Колонна работает под атмосферным давлением.

Исходная смесь и флегма вводятся в аппарат при температуре кипения.

Расчет проводится в следующей последовательности.

Определение производительности по дистилляту и кубовому остатку

Производительность колонны по дистилляту определяем по формуле (2.3):

кг/ч = 0,751 кг/с.

Производительность колонны по кубовому остатку определяем из уравнения (2.1):

G_W = G_F - G_P = 6000 - 2704,66 = 3295,34 кг/ч = 0,915 кг/с.

Проверка:

6000 ^. 0,45 = 2704,66 ^. 0,98 + 3295,34 ^. 0,015

2700 = 2650,57 + 49,43

2700 = 2700.

Определение минимального и действительного флегмового числа

Пересчитываем массовые концентрации в мольные по формуле

,	(3.1)

где Х - концентрация низкокипящего компонента А в бинарной смеси, мол. доли;

а - содержание низкокипящего компонента А в бинарной смеси, масс. доли;

М_А, М_В - молярная масса компонента А и В (соответственно).

Молярные массы: метиловый спирт - 32 кг/кмоль.

вода - 18 кг/кмоль.

Тогда концентрация исходной смеси:

;

дистиллята:

;

кубового остатка:

.

Минимальное флегмовое число определяем графо-аналитическим способом. Для этого на основании опытных данных [7, 8], в координатах у-х строим кривую равновесия для смеси метиловый спирт-вода при атмосферном давлении (рис. 3.1) и кривую температур кипения и конденсации (рис. 3.2). Данные по равновесию для других бинарных смесей приведены в Приложении А данного методического пособия.

Таблица 3.1 - Равновесные данные для смеси метиловый спирт-вода

Содержание компонента А, мол. %	Температура кипения, t, °С
в жидкости (х)	в паре (у)
0	0,0	100,0
5	26,8	92,3
10	41,8	87,7
20	57,9	81,7
30	66,5	78,0
40	72,9	75,3
50	77,9	73,1
60	82,5	71,2
70	87,0	69,3
80	91,5	67,6
90	95,8	66,0
100	100,0	64,5



На диаграмме у-х из точки 1 (х_р = у_р) через точку 2? (х_F, у_F*) проводим прямую линию до пересечения с осью у. Отрезок, отсекаемый на оси у, обозначим через В_max = 0,53. По величине этого отрезка находим минимальное флегмовое число (формула 2.6):

.

Действительное флегмовое число, используя уравнение (2.7)

R = K_R ^. R_min = 1,5 ^. 0,82 = 1,23.

На диаграмме у-х наносим линии рабочих концентраций (рабочие линии) для оптимального флегмового числа R = 1,23 (рис. 3.3): для этого на оси у откладываем отрезок , конец которого соединяем прямой с точкой 1 (х_р = у_р); точку пересечения этой прямой с вертикальной линией, проведенной с абсциссы х_F, обозначим точкой 2 (х_F, у_F) и, наконец, точку 2 соединяем с точкой 3 (х_W = у_W). Линии 1-2 и 2-3 являются рабочими линиями для верхней и нижней частей колонны, соответственно.

Определение средних значений параметров по колонне, физико-химических и термодинамических констант фаз

Жидкая фаза.

Средняя мольная концентрация в нижней части колонны:

.

Средняя мольная концентрация в верхней части колонны:

.

Средняя мольная концентрация по колонне:



.

Средняя массовая концентрация по колонне:

,

.

Средняя температура в нижней части колонны:

°С.

Средняя температура в верхней части колонны:

°С.

Средняя температура по колонне:

°С.

Значения t_XW, t_XF, t_XР взяты из диаграммы t - x, y (рис. 3.2).

Средняя мольная масса

М_{х ср} = М_А ^. Х_ср + М_В ^. (1 - Х_ср),

М_{х ср} = 32 ^. 0,401 + 18 ^. (1 - 0,401) = 23,61 кг/кмоль.

Средняя плотность определяется по формуле:

,

где с_А и с_В - плотность компонентов А и В при температуре t_{x cp}.

с_А = 736,35 кг/м³ при t_{x cp} = 79,65 °С [1, с. 512]; Приложение Б.

с_В = 972,2 кг/м³.

кг/м³.

Среднюю вязкость рассчитываем по уравнению:

lg м_{х ср} = Х_ср ^. lg м_А + (1 - Х_ср) ^. lg м_B,

где м_А и м_В - динамические коэффициенты вязкости компонентов А и В, Па^.с.

м_А = 0,291 мПа ^. с при t_cp = 79,65 °С [1, с. 516]; Приложение Б.

м_В = 0,358 мПа ^. с.

lg м_{х ср} = 0,401 ^. lg 0,291 + (1 - 0,401) ^. lg 0,358 = -0,482

м_{х ср} = 0,33 мПа ^. с = 0,33 ^. 10^-3 Па ^. с.

Среднее поверхностное натяжение определяем по уравнению

у_{х ср} = у_А ^. Х_ср + у_B ^. (1 - Х_ср),

где у_А и у_B - поверхностные натяжения компонентов А и В, н/м.

у_А = 17,63 ^. 10^-3 н/м при t_{х cp} = 79,65 °С [1, с. 526]; Приложение Б.

у_В = 62,663 ^. 10^-3 н/м.

у_{х ср} = 17,63 ^. 10^{-3 .} 0,401 + 62,663 ^. 10^-3 (1 - 0,401) = 44,60 ^. 10^-3 н/м.

Коэффициент диффузии при средней температуре определяем [1]:

D_{x (t)} = D_{x (20)} [1 + b ^. (t - 20)],

где D_{x (20)} - коэффициент диффузии при t = 20 °С, м²/с;

, здесь м [мПа ^. с] и с [кг/м³] - вязкость и плотность растворителя (воды) при t = 20 °С; t = t_{х cp}.

Коэффициент диффузии при 20 °С рассчитываем по эмпирическому уравнению [1]:

,

где V_A и V_B - мольные объемы компонентов А и В, см³/моль;

А, В - коэффициенты, зависящие от свойств компонентов, А = 1,19; В = 4,7 [1, с. 269]; Приложение Б, таблица Б.4.

.

Мольные объемы компонентов [1, с. 288]; Приложение Б, таблица Б.5:

V_A = 18,9 см³/моль;

V_B = 14,8 + 4 ^. 3,7 + 7,4 = 37,0 см³/моль.

м²/с.

D_{x (t)} = 1,465 ^. 10^-9 [1 + 0,02 (79,65 - 20)] = 3,21 ^. 10^-9 м²/с.

Паровая фаза.

Средняя мольная концентрация в нижней части колонны:

.

Средняя мольная концентрация в верхней части колонны:

.

Средняя мольная концентрация по колонне:

.

Средняя температура в нижней части колонны:

°С.

Средняя температура в верхней части колонны:

°С.

Температуры , найдены из диаграммы t - x, y (рис. 3.2).

Средняя температура по колонне:

°С.

Средняя мольная масса

М_{у ср} = М_А ^. у_ср + М_В ^. (1 - у_ср) = 32 ^. 0,548 + 18 ^. (1 - 0,548) =

= 25,67 кг/кмоль.

Средняя плотность:

,

здесь Т = 273 + t_{у ср}, °С; Р = 1 кгс/см² (давление в колонне атмосферное).

кг/м³.

Средняя вязкость [1]:

,

где м_уА и м_уВ - динамический коэффициент вязкости паров компонента А и В.

м_уА = 1,2 ^. 10^-5 Па^.с при t_{у cp} = 82,45 °С [9, с. 8, 9];

м_уВ = 1,15 ^. 10^-5 Па^.с.

,

м_{у ср} = 1,184 ^. 10^-5 Па ^. с.

Коэффициент диффузии для паровой фазы определяем по уравнению [1]:

,

где Р - давление кгс/см² (давление в колонне атмосферное);

Т = 273 + t_{у ср}, °С.

м²/с.

Определение диаметра колонны

Диаметр колонны определяем по уравнению (2.8).

Расход, проходящего по колонне пара, может быть определен:

м³/с.

Скорость пара в колонне определяем по уравнению (2.9). Предварительно принимаем расстояние между тарелками h = 300 мм. Используем ранее найденные с_{х cp} = 828,17 кг/м³ и с_{у cp} = 0,852 кг/м³. Для ситчатых тарелок по графику (рис. 2.2) находим С = 0,032. Тогда скорость пара в колонне:

м/с.

Тогда диаметр колонны

м.

Принимаем стандартное значение диаметра колонны D = 1,6 м (см. Приложение В) и уточняем скорость пара в колонне:

 м/с.

Определение высоты колонны

По уравнению (2.18) находим коэффициент массоотдачи в жидкой фазе:

.

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе находим по уравнению (2.19):

.

Общий коэффициент массопередачи K_yf находим из уравнения (2.17):

,

где - тангенс угла наклона линии равновесия;

у*, х* - равновесные концентрации.

Так как величина m является переменной по высоте колонны, находим ее значение для различных концентраций, используя диаграмму (рис. 3.3).

В пределах от Х_w до Х_р выбираем ряд значений Х, для каждого значения Х определяем по диаграмме (рис. 3.3) величины у* - у, х - х* как разность между равновесной и рабочей линией, а затем по этим значением определяем величину m. Результаты сводим в таблицу 3.2.

Таблица 3.2 - Определение коэффициента массопередачи

х	0,0085	0,1	0,2	0,3	0,4	0,5	0,6	0,7	0,8	0,9	0,965
у*- у	0,0415	0,232	0,196	0,087	0,083	0,082	0,071	0,061	0,05	0,027	0,02
х -х*	0,005	0,065	0,115	0,10	0,11	0,14	0,145	0,125	0,105	0,07	0,055
m	8,3	3,57	1,7	0,87	0,75	0,59	0,49	0,49	0,48	0,39	0,36
	8,9	17,8	29,2	40,9	43,4	47,3	50,1	50,1	50,4	53,3	54,3

Для построения кинетической кривой воспользуемся формулой (2.13):

.

Значения разности (у* - у_н) это значения АС = (у* - у) для каждого выбранного значения х в пределах от х_w до х_р.

Рабочая площадь тарелки может быть найдена из Приложения В, таблица В.1: F_p = 1,834 м².

Мольный расход пара по колонне:

кмоль/с.

Таблица 3.3 - К построению кинетической кривой

х	0,0085	0,1	0,2	0,3	0,4	0,5	0,6	0,7	0,8	0,9	0,965
	0,25	0,50	0,83	1,15	1,23	1,32	1,41	1,41	1,42	1,50	1,52
, мм	7	45	38	16	16	14	13	12	9	5	4
, мм	5,45	27,30	16,57	5,07	4,68	3,74	3,17	2,93	2,18	1,11	0,87

По данным таблицы 3.3 строим кинетическую кривую. Точки А₁, А₂, А₃, …, А₁₀ лежат на рабочих линиях, точки С₁, С₂, С₃, …, С₁₀ - на равновесной кривой. Вычисленные отрезки В₁С₁, В₂С₂, В₃С₃, …, В₁₀С₁₀ откладываются от соответствующих точек С вниз. Кинетическая кривая начинается в начале координат, проходит через точки В₁, В₂, В₃,…, В₁₀ и заканчивается в правом верхнем углу диаграммы у-х (рис. 3.3).

Число действительных тарелок, которое обеспечивает заданную четкость разделения, определяется путем построения "ступенек" между рабочими и кинетической линиями. Число ступеней в пределах концентраций X_WX_P равно числу действительных тарелок.

В результате построения (рис. 3.3) получаем число действительных тарелок n= 19, тарелка питания 9-я снизу.

Высоту колонны определяем по уравнению (2.10)

H = (n - 1) ^. h + H_сеп + H_куб = (19 - 1) ^. 0,3 + 0,8 + 2,0 = 8,2 м.

Определение гидравлического сопротивления колонны с ситчатыми тарелками

Гидравлическое сопротивление ректификационной колонны определяем по уравнению:

ДР_к = n ^. ДР_т.

Для ситчатой тарелки принимаем: диаметр отверстий d_o = 3 мм, высота перелива h_пер = 30 мм, свободное сечение тарелки F_o = 0,08 (8%).

Гидравлическое сопротивление ситчатой тарелки определим по уравнению (2.22).

Па.

Скорость пара в отверстиях:

W_o = W / F_o = 0,978 / 0,08 = 12,225 м/с.

Па.

Для определения статического давления жидкости на тарелке определяем расход жидкой фазы в нижней части колонны:

L = G_P ^. R + G_F = 2704,66 ^. 1,23 + 6000 = 9326,73 кг/ч

или в объемном выражении 11,26 м³/ч.

Для колонны D = 1,6 м длина сливного борта l_сл = П = 0,795 м (см. Приложение В), тогда интенсивность потока .

Так как , то m = 10000.

Тогда по уравнению (2.25):

Гидравлическое сопротивление одной тарелки

ДР_т = ДР_сух + ДР_у + ДР_ст = 115,87 + 45,7 + 266,0 = 427,6 Па.

Гидравлическое сопротивление колонны:

ДР_к = n ^. ДР_т = 19 ^. 427,6 = 8124 Па.

Ранее принятое расстояние между тарелками h = 0,3 м проверяем по соотношению (2.26):

,

м,

0,3 > 0,0947, условие соблюдается.

Определение гидравлического сопротивления колонны с колпачковыми тарелками

Полное гидравлическое сопротивление колонны определяем по уравнению.

Выбираем тарелку типа ТС К-Р для колонны диаметром D = 1600 мм. Эта тарелка имеет следующие параметры:

рабочая площадь тарелки F_p = 1,47 м²;

площадь прохода паров F_о = 0,219 м²;

площадь слива F_сл = 0,269 м²;

периметр слива П = 1,238 м;

длина пути сливаl_x = 0,979 м;

количество колпачков на тарелке m = 66;

диаметр колпачка 100 мм.

Сопротивление сухой тарелки:

Па;

м/с,

где F_o - площадь прохода паров, м².

Глубина барботажа, согласно уравнению (2.29):

м.

Высота подпора жидкости над сливным порогом по уравнению (2.33):

м,

здесь

 м³/с;

П = 1,238 м (из характеристики тарелки).

Для дальнейших расчетов примем колпачок капсульный с прямоугольными прорезями шириной b = 4 мм; количество прорезей в одном колпачке z = 26 (см. Приложение, таблицы В.4, В.5). Высоту открытия прорези рассчитываем:

принимаем по таблице В.4 высоту прорези h_пр = 20 мм.

Высоту установки колпачка примем h_у = 10 мм.

Высоту сливного порога найдем

h_пор = h_г.б - h_сл + h_пр + h_у = 0,047 - 0,0124 + 0,020 + 0,01 = 0,065 м.

Тогда величина перепада уровня жидкости на тарелке (по уравнению 2.28)

Сопротивление слоя жидкости на тарелке:



Тогда гидравлическое сопротивление тарелки (пренебрегая ДРу)

ДР_т = ДР_сух + ДР_ст = 154,58 + 472,02 = 626,6 Па,

а гидравлическое сопротивление колонны

ДР_к = n ^. ДР_т = 19 ^. 626,6 = 11905 Па.

Проверим ранее принятое расстояние между тарелками h = 0,3 м. Для этого необходимо рассчитать величину относительного уноса жидкости.

Высота пены, образующейся на тарелке:

Тогда величина относительного уноса жидкости

0,0327 < 0,1, следовательно, расстояние между тарелками выбрано верно.

Определение диаметра штуцеров

Штуцер подачи флегмы:

,

м³/с.

Так как скорости потока принимаем ориентировочно, то можно принять плотность флегмы, как плотность метилового спирта: с_А = 751 кг/м³ при t = 65 °С.

Принимаем W_ф = 0,5 м/с, тогда

м.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ш70х3 мм, [6, с. 17].

Штуцер подачи исходной смеси:

,

; ,

при t_XF = 77,4 °С

кг/м³,

м³/с.

Принимаем W_F = 0,8 м/с, тогда

м.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ш70х3 мм, [6, с. 17].

Штуцер выхода кубового остатка:

,

м³/с.

с_В = 958,84 кг/м³ - плотность воды при 98,8 °С.

Принимаем W_W = 0,3 м/с, тогда

м.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ш70х3 мм, [6, с. 17].

Штуцер выхода кубовой жидкости (подается на кипятильник):

,

м³/с.

Принимаем W_к.ж = 0,3 м/с, тогда

м.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ш95х4 мм, [6, с. 16].

Штуцер выхода паров из колонны:

,

V_y = 1,966 м³/с (см. раздел 3.4).

Принимаем W_у = 15 м/с, тогда

м.

Стандартный размер трубы для изготовления штуцера Ш426х11 мм, [6, с. 17].

Тепловые расчеты

Подогреватель исходной смеси

Уравнение теплового баланса для подогревателя:

Q = 1,05 ^. G_F ^{. .} (t_XF - t_нач) = G_г.п ^. r,

здесь тепловые потери приняты в размере 5% от полезно затрачиваемой теплоты;

t_XF - температура кипения исходной смеси;

t_нач - начальная температура (задана).

Удельная теплоемкость исходной смеси

= а_F ^. С_А + (1 - а_F) ^. С_В,

где С_А, С_В - удельные теплоемкости метилового спирта и воды при средней температуре °С;

С_А = 0,63 ; С_В = 1,0 , [1, с. 562]; таблица Б.7 Приложения.

= 0,45 ^. 0,63 + (1 - 0,45) ^. 1 = 0,833 = 3492 .

Q = 1,05 ^. G_F ^. (t_XF - t_нач) = 1,05 ^{. .} 3492 (77,4 - 19) = 356882,4 Вт.

Расход греющего пара:

кг/с,

r = 2117 при Р = 5 кгс/см² [1, c. 550]; таблица Б.9 Приложения.

Температура насыщенного водяного пара при Р = 5 кгс/см² составляет 151,1°С [1, c. 550]; таблица Б.9 Приложения.

Большая разность температур:

Дt_б = 151,1 - 19 = 132,1 °С;

меньшая разность температур:

Дt_м = 151,1 - 77,4 = 73,7 °С.

Так как , тогда среднюю разность температур определяем по уравнению (2.38):

°С.

Коэффициент теплопередачи принимаем ориентировочно равным 250Вт/м^2.К [6, с. 47].

Поверхность теплообмена подогревателя исходной смеси

м².

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6, с. 51]:

- диаметр кожуха 325 мм;

- труба 25х2 мм;

- количество труб в теплообменнике 62 шт;

- длина труб 3 м;

- поверхность теплообмена 14,5 м².

Дефлегматор (конденсатор)

Расход теплоты, отдаваемый охлаждающей воде при конденсации паров в дефлегматоре, определяется из уравнения теплового баланса дефлегматора:

Q_Д = G_Р ^. (R + 1) ^. r_Р = G_В ^. C_В ^. (t_к - t_н),

здесь r_Р = а_Р ^. r_А + (1 - а_Р) ^. r_В.

Удельные теплоты парообразования метилового спирта r_А и воды r_В при t_Хр=65 °С:

r_А = 1098,4 ; r_В = 2346,4 , [1, с. 542]; таблица Б.8 Приложения.

r_Р = 0,98 ^. 1098,4 + (1 - 0,98) ^. 2346,4 = 1123,36 .

Q_Д = ^. (1,23+ 1) ^. 1123,36 ^.10³ = 1,882 ^.10⁶ Вт.

Принимаем температуру охлаждающей воды на выходе из дефлегматора 25°С, тогда расход охлаждающей воды

кг/с.

Средняя разность температур при противоточной схеме движения теплоносителей:

Большая разность температур:

Дt_б = 65 - 12 = 53 °С;

меньшая разность температур:

Дt_м = 65 - 25 = 40 °С.

Так как , то

°С.

Принимаем ориентировочно коэффициент теплопередачи К = 500 Вт/м^{2 .} К [6, с. 47].

Поверхность теплообмена дефлегматора:

м².

Принимаем четырехходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6, с. 51]:

- диаметр кожуха 600 мм;

- труба 20х2 мм;

- количество труб в теплообменнике 334 шт;

- длина труб 4 м;

- поверхность теплообмена 84 м².

Холодильники дистиллята и кубового остатка

Расход теплоты, отдаваемый охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята, определяется из уравнения теплового баланса:

Q = G_Р ^{. .} (t_Хр - t_{р кон}) = G_В ^. C_В ^. (t_к - t_н),

где - теплоемкость дистиллята при его средней температуре (t_Хр + t_{р кон})/2;

t_{р кон} - конечная температура дистиллята после холодильника, °С (по условию задания).

= а_Р ^. С_А + (1 - а_Р) ^. С_В,

С_А = 0,62 ; С_В = 1,0 , при средней температуре °С; [1, с. 562];

= 0,98 ^. 0,62 + (1 - 0,98) ^. 1 = 0,628 = 2630.

Q = G_Р ^{. .} (t_Xр - t_{р кон}) = ^. 2630 (65 - 23) = 82988 Вт.

Расход охлаждающей воды при нагревании ее на 15 °С в холодильнике товарного дистиллята:

кг/с.

Средняя разность температур при противоточной схеме движения теплоносителей:

65 °С - 23 °С

27 °С - 12 °С

Большая разность температур:

Дt_б = 65 - 27 = 38 °С;

меньшая разность температур:

Дt_м = 23 - 12 = 11 °С.

Так как , то среднюю разность температур определяем

°С.

При ориентировочном значении К = 400 Вт/м^{2 .} К поверхность теплообмена холодильника товарного дистиллята составит

м².

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6, с. 51]:

- диаметр кожуха 325 мм;

- труба 25х2 мм;

- количество труб в теплообменнике 62 шт;

- длина труб 2 м;

- поверхность теплообмена 10 м².

Расход теплоты, отдаваемый охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка, определяется из уравнения теплового баланса:

Q = G_w ^{. .} (t_Хw - t_{w кон}) = G_В ^. C_В ^. (t_к - t_н),

где С_W - теплоемкость кубового остатка при его средней температуре (t_Хw + t_{W кон})/2;

t_{W кон} - конечная температура кубового остатка после холодильника, °С (по условию задания).

= а_w ^. С_А + (1 - а_w) ^. С_В,

С_А = 0,65 ; С_В = 1,0 , при средней температуре °С; [1, с. 562]; таблица Б.7 Приложения.

= 0,015 ^. 0,65 + (1 - 0,015) ^. 1 = 0,995 = 4168 .

Q = G_w ^{. .} (t_Xw - t_{W кон}) = ^. 4168 (98,8 - 28) = 270121 Вт.

Расход охлаждающей воды при нагревании ее на 15 °С в холодильнике кубового остатка:

кг/с.

Средняя разность температур при противоточной схеме движения теплоносителей:

98,8 °С - 28 °С

27 °С - 12 °С

Большая разность температур:

Дt_б = 98,8 - 27 = 71,8 °С;

меньшая разность температур:

Дt_м = 28 - 12 = 16 °С.

Так как , то среднюю разность температур определяем

°С.

При ориентировочном значении К = 400 Вт/м^{2 .} К [6, с. 47], поверхность теплообмена холодильника кубового остатка составит

м².

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6, с. 51]:

- диаметр кожуха 325 мм;

- труба 25х2 мм;

- количество труб в теплообменнике 62 шт;

- длина труб 4 м;

- поверхность теплообмена 19,5 м².

Кипятильник (испаритель)

Количество теплоты Q_К, которое надо подать в куб колонны, определяется из уравнения теплового баланса колонны:

Q_К = Q_Д + G_Р ^. С_Р ^. t_Хр + G_W ^. С_W ^. t_Хw - G_F ^. С_F ^. t_ХF + Q_пот.

Тепловые потери принимаем 3% от полезно затрачиваемой теплоты; удельные теплоемкости взяты соответственно при t_Xp = 65°С, t_XF = 77,4°С, t_Xw = 98,8°С.

С_Р = а_Р ^. С_А + (1 - а_Р) ^. С_В = 0,98 ^. 0,65 + (1 - 0,98) ^. 1 =

= 0,657 = 2752,8 .

С_F = а_F ^. С_А + (1 - а_F) ^. С_В = 0,45 ^. 0,66 + (1 - 0,45) ^. 1,003 =

= 0,849 = 3557,3 .

С_W = а_W ^. С_А + (1 - а_W) ^. С_В = 0,015 ^. 0,7 + (1 - 0,015) ^. 1,005 =

= 1,0 = 4190 .

Расход греющего пара при Р = 5 кгс/см²:

кг/с.

Средняя разность температур равна разности между температурой насыщенного пара при Р = 5 кгс/см² и температурой кипения кубового остатка:

Дt_ср = 151,1 - 98,8 = 52,3°С.

При ориентировочно принятом коэффициенте теплопередачи К = 2000 Вт/м^2.К, [6, с. 47] поверхность кипятильника составит:

м².

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник со следующими характеристиками [6, с. 51]:

- диаметр кожуха 325 мм;

- труба 25х2 мм;

- количество труб в теплообменнике 62 шт;

- длина труб 4 м;

- поверхность теплообмена 19,5 м².

Примечание:

При расчете поверхности кипятильника температура кипения кубовой жидкости t_Xw = 98,8 °С взята при атмосферном давлении. Не учтено увеличение температуры кипения кубовой жидкости в связи с увеличением давления в кубе колонны на величину ДР_к = 0,1-0,15 кгс/см².

3. ПРИМЕР РАСЧЕТА НАСАДОЧНОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ

3.1 Необходимые теоретические сведения

Для определения геометрических размеров (диаметра и высоты) насадочной ректификационной колонны определим оптимальную скорость пара, обеспечивающую работу насадочной колонны в режиме подвисания [12]:

,

где G_у - расход пара, кг/с;

G_х - расход жидкости, кг/с;

- критерий Рейнольдса.

Работа в режиме подвисания обеспечивает тесный контакт жидкости и пара, и как следствие - интенсивный массообмен.

Поскольку для насадочных аппаратов скорость, отнесенная к полному сечению колонны (фиктивная скорость), равняется истинной скорости W, умноженной на свободный объем насадки е, а эквивалентный диаметр d_экв равен , где у - удельная поверхность насадки, имеем

,

где W_опт - искомая оптимальная скорость (пара), м/с, отнесенная к полному сечению аппарата (фиктивная скорость);

у - удельная поверхность насадки, м²/м³, находится по таблице 4.2;

с_у - плотность (пара), кг/м³;

м_у - коэффициент динамической вязкости (пара), Па ^. с.

Критерий Архимеда (Ar) вычисляется по формуле:

,

где с_х - плотность жидкости, кг/м³;

,

По найденному значению W_опт определяется диаметр колонны

, м,

где V_у - объемный расход паров по колонне, м³/с;

.

Диаметр колонны D приводится в соответствие с нормалью, после чего уточняется величина скорости пара, W_у.

После нахождения диаметра колонны вычисляется плотность орошения по формуле:

,

Для оптимального режима работы насадочных колонн необходимо, чтобы плотность орошения соответствовала определенной величине, которая находится по формуле:

, м³/м^{2 .} час,

где L_опт - расход жидкости, м³/м^{2 .} час;

b - коэффициент, который для процесса ректификации равен b=0,065м³/м^.час.

Условие оптимальной работы насадочной колонны, в частности, по плотности орошения:

L 0,8 ^. L_опт.

Если плотность орошения меньше, чем 0,8 ^. L_опт, то изменятся размеры насадки.

Для равномерного смачивания насадки необходимо соблюдать следующие условия:

,

где D - диаметр колонны, м;

d_н - диаметр насадочных колец, м.

Высота слоя насадки может быть определена различными методами.

Первый способ определения высоты слоя насадки для колонн, работающих при оптимальном режиме, основан на использовании коэффициентов массопередачи:

, м,

или

, м,

где G - расход пара или жидкости, кг/с;

S - площадь полного сечения колонны, м²;

ДС_{у ср} и ДС_{х ср} - средние логарифмические значения движущей силы, выраженной либо в концентрациях паровой, либо в концентрациях жидкой фазы.

Второй способ определения высоты слоя насадки - через высоту единицы переноса (ВЕП) и числа единиц переноса (ЧЕП).

Высота насадки колонны:

Н_нас = ВЕП ^. ЧЕП, м.

Построив равновесную и рабочую линии в координатах х-у определяют общее число единиц переноса. Для этого задаются рядом значений "х"; для каждого значения находят значения "у" и "у*", вычисляют движущую силу "у* - у" и отношение "". Далее строятся график в координатах "" как функция "у" и вычисляется графический интеграл: как площадь, ограниченная этой кривой и абсциссами "у_w" и "у_р". При этом учитывается масштаб. Так мы получили число единиц переноса (ЧЕП).

Высота единицы переноса:

,

; W_у - фиктивная скорость пара, м/с;

; D_у - коэффициент диффузии паровой фазы.

, м²/с

Третий способ определения высоты слоя насадки заключается в определении ВЭТТ - высоты насадки, эквивалентной одной теоретической тарелке.

Н? = ВЭТТ ^. Nт, м,

где Nт - теоретическое число тарелок, которое определяется графически путем построения ступенчатой ломанной линии в пространстве между равновесной кривой и линиями рабочих концентраций верхней и нижней части колонны.

Для определения ВЭТТ есть несколько формул. Для насадочных колонн, применяемых в процессе ректификации можно использовать формулу Кафарова и Дытнерского для определения ВЭТТ:

, м,

где W_у - фиктивная скорость паров после уточнения диаметра колонны, м/с;

е - свободный объем насадки, м³/м³;

у - удельная поверхность насадки, м²/м³.

Это уравнение применимо для насадочных колонн, работающих в эмульгационном режиме.

Для обычного режима работы насадочной колонны возможно применение следующего уравнения:

, м.

Гидравлическое сопротивление слоя орошаемой насадки определим по общему уравнению Дарси-Вейсбаха

, н/м²,

где W - истинная скорость; ;

W_у - фиктивная скорость, м/с;

Н - высота насадки, м;

е; у - свободный объем насадки, м³/м³ и удельная поверхность насадки, м²/м³.

л = л_сух ^. m,

где л - коэффициент сопротивления орошаемой насадки;

л_сух - коэффициент сопротивления сухой насадки;

m - коэффициент орошения.

При Re_y < 40;

при Re_y > 40;

где .

Значение коэффициента орошения "m" подсчитывается по следующим формулам:

Для керамических колец с диаметром меньше 30 мм, а также для колец с диаметром больше 30 мм, но при А < 0,3

,

А - безразмерный коэффициент орошения

.

;,

W_x - фиктивная скорость жидкости, м/с;

е; у - свободный объем и удельная поверхность насадки.

для металлических колец .

При орошении насадки жидкость склонна к растеканию от центра к периферии, а пар преимущественно проходит по центру колонны. Поэтому при больших высотах насадки последняя укладывается ярусами.

Высота каждого яруса 35 диаметров колонны. Между ярусами устраиваются свободные зоны и воронки перераспределения потоков.

3.2 Исходные данные для расчета

Тип колонны - насадочная с керамическими кольцами Рашига 25х25х3 мм, у которых свободный объем е= 0,74 м³/м³, а удельная поверхность у = 200 м²/м³.

Исходные данные (в продолжение условий и значений физико-химических величин, представленных в примере расчета ректификационной колонны с 19 тарелками).

Количество исходной смеси G_f = 6000 кг/ч; количество дистиллята G_р=2704,66 кг/ч; количество кубового остатка G_w = 3295,34 кг/ч; флегмовое число R = 1,23.

- средняя плотность жидкости с_{х ср} = 828,17 кг/м³;

- средняя плотность паров по колонне с_{у ср} = 0,852 кг/м³;

- средняя динамическая вязкость жидкости м_{х ср} = 0,33 ^. 10^-3 Па ^. с;

- средняя динамическая вязкость паров м_{у ср} = 1,184 ^. 10^-5 Па ^. с;

- средняя молекулярная масса жидкости М_{х ср} = 23,61 кг/кмоль;

- средняя молекулярная масса паров М_{у ср} = 25,67 кг/кмоль.

3.3 Определение рабочей скорости пара и диаметра колонны

Скорость пара, соответствующая оптимальному режиму работы насадочной ректификационной колонны определяем из следующего уравнения [12]:

.

Для решения этого уравнения определим:

м.

G_у - количество паров

G_у = G_р (R + 1) кг/с.

- количество жидкости, стекающей в верхней части колонны

= G_р ^. R кг/с.

- количество жидкости, стекающей в нижней части колонны

= G_р (R + F) кг/с.

Из уравнения 4.1 находим оптимальную скорость для верхнего и нижнего сечения колонны.

Для верхнего сечения:

Из уравнения определим

м/с.

По найденной находим диаметр колонны в верхнем сечении:

м.

м³/с.

Для нижнего сечения:

.

Количество паров в нижнем сечении колонны находим из соотношения: