Интегральные уравнения массопереноса в тепло - и массообменных аппаратах для определения потоков компо­нентов, переносимых из одного фазового потока в другой, тре­буют определения ряда характеристик и коэффициентов. Суть инженерной методики расчета сводится к разработке приемов определения этих характеристик и коэффициентов, а также из­ложению последовательности выполнения расчетов.

Уравнение рабочей линии ректификационной колонны. Из­вестно, что для построения рабочей линии процесса в массооб­менном аппарате необходимо воспользоваться уравнением материального баланса компонента, переносимого из одного фазового потока в другой.

Рассмотрим ректификационную колонну непрерывного дей­ствия при следующих исходных условиях:

1. Разделяемые компоненты обладают близкими теплотами испарения; следовательно, количество пара, сконденсировавше­гося на тарелке, равно количеству образовавшегося пара, но с большим содержанием летучего компонента. Это означает, что в любом сечении колонны количество пара, проходящего в еди­ницу времени, постоянно.

2. Жидкостные потоки, поступающие в колонну, имеют темпера­туру, равную их температуре кипения при давлении в колонне.

3. Состав жидкости, возвращаемой на верхнюю тарелку из дефлегматора (конденсатора), равен составу пара, поднимаю­щегося в этой тарелке.

4. Состав жидкости, стекающей с нижней тарелки, равен составу пара, поднимающегося из кипятильника на эту тарелку.

Приняв за основу количество дистиллята отводимого из колонны (рис. 11.7), обозначим расходы исходной смеси, кубо­вой жидкости и флегмы в безразмерных величинах:

(В* 11Ва

Бы Ху

Рис. 11.7. Схема материальных потоков в ректификационной колонне:

°/ р. а& °ф г>

Ті - = 75- = “»І -7Г - = Я ■

Запишем уравнение материального баланса для бесконечно малого эле­мента колонны но данному компо­ненту:

(Му = —Ш (11.1)

(С, Ь— количество пара и жидко­сти, проходящее через данное сече­ние колонны). В колоннах непре­рывного действия при компонентах смеси с близкими теплотами паро­образования количество пара и жид- кости, поступающих с тарелки на тарелку, остается постоянным. Ко­личество пара равно количеству дистиллята и флегмы, т. е. 0 = 6Р + + Оф; количество жидкости на та­релке верхней части колонны равно количеству флегмы, т. е. £ = Сф. Тогда в безразмерных расходах уравнение (11.1) примет вид

(Я+1 )с1у = —Яйх. (11.2)

Для верхней части колонны до места подвода исходной смеси рас­ход жидкости на тарелках остается постоянным и равным а расход пара — (/?+1).

/ — корпус: 2 — дефлегматор; 3 — кипятильник

Интегрируя уравнение (11.2) по концентрациям компонента в Даро­вой и жидкой фазах с учетом противоточности потоков, полу­чаем

(Я + 1) ? Йу = - я і ах, (11.3)

*Р

Откуда

(Я + 1)(Ур-0) = Я(*р-х). (Н-4)

Приняв согласно исходным условиям ур = хр, уравнение (11.4) пе­репишем в форме

У = /?+ 1 /?+ 1 ■

Уравнение (11.5) —уравнение рабочей линии верхней части ректификационной колонны, определяющее рабочие концентра­ции паровой и жидкой фаз в зависимости от заданного ороше­ния тарелки (флегмовое число) и состава дистиллята хр. Рас­ход орошающей жидкости в нижней части колонны изменяется до величины (Я + И) вследствие подачи исходной смеси на та­релки, поэтому уравненне материального баланса для этой ча­

Сти аппарата запишем в виде

(Я + 1) ]ёу = -{Я±Р)с1х. (11.6)

Щь 1

Выполняя операцию интегрирования и учитывая, что у. л=ха> из исходных условий, а С = + Ср, получаем окончательно

!'“4тг*-®'т? тг - <и-7>

Так как в рассматриваемом типе ректификационных колонн рас­ходы остаются постоянными, то уравнение (11.5), (11.7) пред­ставляет собой уравнение прямых линий.

Верхняя рабочая линия проходит через точку хр = ур и отсе-

Х

Кает на оси ординат отрезок В = ^1 . Нижняя рабочая линия проходит через точку Ха, = уа, и отсекает на оси ординат отрезок В щггХшш Неопределенным остается значение ординаты,

Отвечающее составу х

Можно представить лишь два крайних положения точки пере­сечения рабочих линий: точка пересечения лежит на диагонали (рис. 11.8); точка пересечения лежит на кривой равновесия.

Таким образом, расчет ректификационной колонны требует определения оптимального флегмового числа

Определение флегмового числа ректификационной колон­ны. В соответствии с предельными случаями положения рабо­чей линии можно определить предельные значения флегмового числа для ректификационного аппарата. Если точка пересече­ния рабочих линий лежит на диагонали, можно показать [30], что /? = ^.Это означает, что колонна работает «на себя».Если точка пересечения попадает на кривую равновесия, флегмовое число приобретает свое минимальное значение

/?гшп = (Ур У1р)/(У[р %[)' (11-®)

При минимальном значении флегмового числа количество та­релок в колонне равно бесконечности. Поэтому рабочее флегмо - вое число берется больше минимального, обычно принимают « = (1,05-8-2,5) Яшт.

Флегмовое число зависит от многих факторов, влияющих на себестоимость процесса разделения. При его увеличении умень­шается высота колонны (количество тарелок), но возрастает объем пара, а следовательно, и унос жидкости, уменьшается производительность колонны.

Рис. 11.8. К определению оптимального флегмовочного числа: /— равновесная кривая У'*я/(Л'); 2— рабочая линия V = X Рис. 11.9. К определению числа тарелок при противотоке

Для оценки оптимального флегмового числа воспользуемся ре­комендациями Джилилленда [2]: #опт = 1,3#т1п + 0,36. Оптималь­ное значение флегмового числа может быть найдено графически.

Определение количества тарелок по числу единиц перено­са. Уравнения, выражающие число единиц переноса, позволя­ют определить количество реальных тарелок в ректификацион­ной колонне графическим методом. Относя ректификационные аппараты к аппаратам промежуточного типа, в которых на каж­дой тарелке концентрация газа или пара изменяется, а состав жидкости остается неизменным в любой точке объема тарелки.

Для реализации графического метода определения количе­ства тарелок по числу единиц переноса используем уравнения (10.41), (10.42). Рассмотрим случай, когда коэффициент массо - передачи на всех тарелках остается постоянным, а унос жидкое сти с тарелок отсутствует [31, 66].

На основании опытных данных или уравнения фазового рав­новесия построим на диаграмме у— х кривую равновесия уР = = {(х), а при выбранной предварительной плотности орошения или флегмовом числе*/? — рабочую линию процесса (рис. 11.9).

Возьмем некоторую тарелку п, на которую поступает с рас­положенной выше тарелки п+ 1 жидкость с концентрацией рас­пределяемого между фазами компонента хп+ и с расположенной ниже тарелки — пар с концентрацией уп-.

Задаваясь скоростью газа или пара w„ в свободном сечении аппарата f, по заданному количеству пара G, поднимающе­мся в единицу времени по аппарату, находим из уравнений массопередачи для данного типа тарелок коэффициенты массо - передачи для пара KVf и для жидкости KXf, а также площадь свободного сечения аппарата f.

Определив значение Кч< по уравнению (10.51), находим число единиц переноса. Из уравнения (10.41) получим

Улр^"-‘ = ехр (тит) = С„. (11.9)

У,, р

На линии рабочих концентраций находим точку А (рис. 11.9), ор­дината которой уп-и а абсцисса хп. Концентрация жидкости х„ на кривой равновесия соответствует точке с ординатой упр. Рабо­чая концентрация пара на тарелке над жидкостью имеет концен­трацию у„, всегда меньшую равновесной упг>. Этой концентрации соответствует точка В, лежащая на отрезке АС ниже точки С. Положение этой точки найдем из уравнения (11.9), представлен­ного в виде

Уг10 Уп—1 _ АС

У^-У, ~ " “ ~ВС'

АС

Определил отрезок ВС как ВС = ~q~.

Пару с концентрацией уч на диаграмме соответствует рабочая концентрация жидкости х„^—точка А на тарелке ге + 1. Пар кал этой жидкостью будет иметь рабочую концентрацию уп+1, равную ординате точки В, и равновесную концентрацию У(п+иР, равную ординате точки Сi. Положение точки В на диаграмме определим из уравнения ВС = СА1СУ. По составу пара уп+1 на линии рабочих концентраций находим точку А2, абсцисса ко­торой Хя + 2, И Т. Д.

Построение ломаной АВА1В1А2В2 проводим до концентра­ции жидкости на выходе из аппарата или части его.

Аналогично рассчитываем количество реальных тарелок для случая полного перемешивания, используя уравнение (10.42) и коэффициент массоотдачи КХ) (рис. 11.10).

В изложенной схеме не учтены факторы уноса жидкости под­нимающимися с тарелки парами и связанное с этим измене­ние движущей силы на тарелках. Определение количества тарелок без учета уноса и изменения коэффициента массопере­дачи можно рассматривать как первое приближение.

Определение действительного числа тарелок. Под теорети­ческой тарелкой понимают ректифицирующий элемент-тарелку, на которой проходит взаимодействие между паром и жидкостью
при условии совершенного перемешивания жидкости на тарел­ке и пара над и под ней. Кроме того, полагают, что пар, поки­дающий тарелку, находится в фазовом равновесии с жидкостью; стекающей с тарелки. В работающих аппаратах эти допуще­ния не выполняются.

Рис. 11.10. К определению количества таре­лок для случая полного перемешивания

Эффективность работы тарелки принято характеризовать коэффициентом обогащения. В инженерной практике для оценки средней эффективности рабочей стенки пользуются к. п. д. та­релки

Т)т = А'т/Л/,., (11.10)

Где Ыг, N я — теоретиче­ское и действительное чис­ло тарелок в рассматривае­мом участке колонны; тдг— средний к. п. д. тарелки для данного участка'.

К. п. д. тарелки нахо­дят, используя обобщен­ный [100] опытный график (рис. 11.11) зависимости

1 = ! (№)•

Так как к. п. д. тарелки представлен зависимостью от относительной лету­чести и вязкости низко - кипящего компонента при

Соответствующих температурах кипения, то необходимо определить значения а/, га, Цц, при td, Здесь а,, а. й,

Относительные летучести исходной смеси, дистиллята и кубового остатка; — вязкость низкокипящего компонента при тем­

Пературе исходной смеси дистиллята (,,/ и кубового остатка 1^.

Для определения величин а„ у., используются зависимости

У1 1—/, 1 т = : (П-П)

Щ Н~ (1 —р. В1. (11.12)

По графику т; = / (а,(х,) для каждой части колонны получпм к. п. д. тарелки, тогда к. п. д. аппарата найдем как среднеарифме­тический;

7)= ----------- Д------- . (П. 1^

Располагая теоретическим числом тарелок в укрепляющей N1 и исчерпывающей N1 частях колонны, рассчитываем действитель­ное число тарелок в колонне -(- Ыт.

Определение геометрических характеристик ректификацион­ной колонны. Предельные нагрузки колонн в зависимости от условий эксплуатации определяются захлебыванием тарелки, чрезмерным уносом жидкости с тарелки, значительным гидрав­лическим сопротивлением тарелки. Опыт эксплуатации показы - пает, что предельная нагрузка колонны зависит прежде всего от типа и конструкции тарелки, соотношения плотностей фаз, расстояния между тарелками, расхода жидкости. Объемный расход смеси

0,6 0,4 0,2

0.1 0,5 1,0 2,0 5,04,05,0

Ус= *

22.40, (!+/?) (*'р + 273)Р0 — ~ ЛГС273Р

(11.14)

Где Ме = Мйха + (1 —ха) х х Ма — молекулярная мас-

Л'Н"_.7ТТ°а" Рис. 11.11. Изменение к. п. д. тарелок в

;а смеси, Мв молеку - функции параметра

Лярные массы низкокипя-

Щего и высококипящего компонентов.

Следуя известным рекомендациям [2], находим максимально допустимую скорость паров в колоннах с переливными тарелками:

V

^'гпах — Стах

П,

Рп

(11.15)

Рп

Здесь рж, рп — плотность жидкой и паровой фазы; стах — эмпи­рический коэффициент, определяемый уравнением

^шах = 8,47 10~5[М2С| — с2{кг— 35)]. (11.16)

В зависимости от типа тарелки коэффициент к принимает такие значения: колпачковая тарелка—1; клапанная тарел­ка— 1,15 при РСв = 0,04-5-0,1; ситчатая тарелка—1,2 при ^св = = 0,04-^0,08; ситчатая с отбойными элементами— 1,4.

Для колонн, эксплуатируемых при атмосферном или избы­точном давлении, а также с промывным сепаратором в пита­тельной секции КОЛОННЫ коэффициент &2=1. Для колонн без сепаратора /г2=0,9, а при перегонке пенящихся и высоковяз­ких жидкостей =0,6.

Коэффициент С определим по расстоянию. между тарелками и давлению в колонне:

Расстояние между тарел­ками, мм	300	400	500	600	700	800
Атмосферное или избыточ­ное давление	300	510	660	760	840	900
Вакуум	280	390	505	590	635	690

При работе колпачковых аппаратов под атмосферным или избыточным давлением коэффициент сг равен 5 — для струйных

Колонн, 4 — для всех остальных типов колонн, 0 — для вакуум­ных ректификационных колонн.

Коэффициент &з вычислим по зависимости

(11.17)

Диаметр колонны определим из уравнения сплошности

(11.18)

Для провальных, ситчатых и решетчатых тарелок скорость пара находим по уравнению [2]

—0,78

(11.19)

Для которого Ь — ширина щели; £> — диаметр колонны; А ='9,4 х X Ю_3 при Ь = 0,003 м; А = 6,5 . 10_3 при 0,003^6; Рсв — свободное сечение тарелки; а — поверхностное натяжение жид­кости; Ь = (1 + Щ — для верхней части колонны; 1=СШ(1 4-

+/?)— для нижней части колонны; Ус — объемный расход паров.

Так как искомое значение диаметра колонны входит в урав­нение (11.19), расчет выполняется последовательными прибли­жениями. Первоначально задаются диаметром колонны И и свободным сечением Рсв.

Скорость движения пара в насадочных колоннах должна быть меньше предельной, определяемой по уравнению

(11.20)

Здесь а — удельная поверхность насадки; А = 0,35 — для колец

Рашига; А = 0,6 — для седел

Предельная скорость движения пара в колонне; В =4 для ука­занных насадок.

Высота колонны складывается из высоты рабочей части Нр, высоты сепарационной части Яс и высоты нижней камеры Нк для подвода пара к тарелкам и сбора-вывода кубового остатка.

Чтобы определить высоту рабочей части, необходимо выбрать расстояние между тарелками по эмпирической формуле [66]

(11.21)

Где Т7 — площадь сечения колонны; ют-1п— минимальная скорость пара в свободном сечении колонны; п — количество колпачков, отверстий; йо—диаметр отверстия.

Округлив найденное значение ЯТ(Ш 1П) до нормализованного, полу­чим Нр = ЫЛНТ (11.22). Высота сепарационной части должна обес­печивать достаточно хорошую очистку пара от капель жидкости. Обычно Яс = 1,2 2,0 м.

При выборе высоты нижней части колонны исходят из сле­дующих условий:

Растворная часть нижней камеры должна иметь объем, обе­спечивающий 5—10-минутную работу насоса - откачки кубового остатка;

С целью обеспечения равномерного распределения, поступа­ющего из кипятильника пара смеси, расстояние от уровня жид­кости до нижней тарелки принимают равным 1—2 м.

В случае насадочных колонн первоначально определяют теоретическое число тарелок для ведения процесса. Затем на­ходят высоту насадки, эквивалентную одной теоретической та­релке [2]:

Нэ = с 106(3600дарп)а0йяр'33 рЦ, (11.23)

^ Рж '

Где О — диаметр колонны; Яр— рабочая высота колонны, зада­ваемая по прототипу в первом приближении; ш — скорость паров; (хж — вязкость жидкой фазы; рп, рж — плотность паровой и жидкой фазы соответственно; с, а, Ь — коэффициенты, выбираемые в за­висимости от типа насадки по табл. 11.1.

11.1. Зависимость с, а, Ь от типа насадки Тип насадки Размер. А Кольца Рашига 9,5 13,1 —0,37 1,24 55 2,31 —0,1 1,24 50 1.46 0 1.24 Седла Берля 12.5 25.2 —0,45 1,11 25.0' 2,06 —0,14 1,11 Насадка Стедмана 50 0,016 0.48 0,24 75 0,048 0,26 0,24 150 0,032 0,32 0,24

Вычислив эквивалентную высоту одной теоретической тарелки при предварительно заданной высоте Яр, (определим рабочую высоту насадки следующего приближения:

ЯР = ЛГТЯЭ. (11.24)

Найденное значение Яр подставим в уравнение (11.23) для вы­числения Яэ следующего приближения. Число приближений оп­ределяется заданной точностью вычислений Яэ.

Тепловой расчет колонны. Такой расчет предполагает опре­деление расхода греющей среды по тепловой нагрузке колон­ны и поверхности теплообмена кипятильника (куба). Тепловая нагрузка куба

(} = | О а (1 -(- /?) 1(1 'Г О® 1) Сд (С[1; /?Гф/ф) 1. (11,2о)

Здесь — энтальпия пара дистиллята; (ш, 1$— температуры

Кипения кубового остатка, исходной смеси и флегмы; сш, с(, Сф — теплоемкости кубового остатка, исходной смеси и флегмы.

Предполагая использование в качестве греющей среды насы­щенного водяного пара, расход пара вычислим из соотношения

(11.26)

Где (1,02—1,03) — коэффициент тепловых потерь; гг п — теплота парообразования при давлении в объеме греющей среды. Для определения поверхности теплообмена необходимо воспользоваться методикой расчета рекуперативных теплообменных аппаратов.

(11.27)

Расчет гидравлических сопротивлений ректификационной ко­лонны. Рассчитывая гидравлическое сопротивление аппарата, необходимо учитывать особенности течения в каналах сложной формы. Вместе с тем следует иметь в виду, что сопротивление складывается из потерь напора на сухой тарелке или насадке ДРсух, в слое жидкости ДРЖ и поверхностного натяжения при прохож­дении пузырьков через слой 'жидкости на тарелке ДРа, т. е.

Д Р — Д-Р сух Д Р ж ~Ь Д Р а-

Для колонн с тарелками потери напора на сухой тарелке получим из уравнения

(11.28)

В котором рп‘— плотность пара; ы>0 — скорость пара в прорезях колпачка или отверстиях тарелки; % — коэффициент сопротивления трения сухой тарелки.

Приведем значения для различных типов тарелок: 4—5—■ колпачковая; 3—6 — жалюзийная; 3—6 — клапанная; 1—2 — сит - чатая; 1,4—1,5 — решетчатая.

(11.29)

Потери напора на преодоление поверхностного натяжения жидкости при прохождении паровых пузырей

Д Ра — 4о/с? э.

Здесь а — поверхностное натяжение жидкости; с1э — эквивалентный диаметр канала. Для колпачковых тарелок = 4//п (/ — площадь сечения прорезей, п — периметр прорезей); для решетчатых — = йо (й? о — диаметр отверстий решеток); для продольных йэ = 2Ь (Ь — ширина щели).

Определим потери напора в слое жидкости ДРж для различных типов тарелок.

Для колпачковых тарелок

Ж = Р>к (Апогр "Ь А0тТ[ “Н ДА), (11 -30)

Где рж — плотность жидкости; /гПОгР — разность между высотой верхней кромки сливной перегородки и верхним обрезом прорези; Лотн — высота открывания прорези; ДА— подпор жидкости над сливной планкой. Высота открытия прорезей

(Ус — объемный расход пара; Ь — ширина прорези).

Значение подпора жидкости над сливной планкой получим из эмпирической формулы

ДА = Мг (£„)2/3. (11.32)

Здесь £(=2,84-3,2 при прямой сливной планке; £[=6,13 при зубчатой сливной планке; ^2 = 1,02 — 1,03; Ь0 — расход жидкости на единицу длины сливной планки.

Для клапанных тарелок

ДЛк = Рж(Лп + ДЛ), (11.33)

Где Ап — высота сливной планки; ДА находим по зависимости (11.32).

Для ситчатых тарелок

Д^ж = Рж(Ап + АА)?, (11.34)

(<р = 0,85 - г-1 — коэффициент аэрации).

Для колонн1 с насадками потери напора на сухой насадке

(11.35)

Где Нэ — эквивалентная высота теоретической тарелки; е? э = = 4/гсв/а — эквивалентный диаметр каналов; до — скорость пара; /чо — свободное сечение колонны; а — удельная поверхность на­садки.

При загрузке колец Рашига в укладку

X* = Л/Ие0’375. (11.36)

Здесь

<г. /сг„1.з7

Л =3,12+ 17^)

(с? в, с? н — внутренний и наружный диаметры колец). При загрузке колец Рашига в навал

X = 140/Иеп при Иеп < 40; X = 16/Неп’2 при Ивп > 0. (11.37) 8* 227

Потери напора на орошаемой насадке высотой 1 м можно определить по эмпирической формуле

Држ = аРпщЛ0р^Рж. (11.38)

Для которой и = ЩР — плотность орошения; — объемный расход жидкости; Р— сечение колонны.

Значения коэффициентов а, р приведены в табл. 11.2.

11.2. Коэффициенты а и 3 в уравнении (11.38) Тип насадки Размер, - мм Свободное Сечеиие ^СВ' % 10' Пределы изменения расхода жидкости LVP;к. кг/(м* ч) Кольца 19 74,2 45,5 1460 9250—52 500 Рашига 25 68,5 44,4 1400 1750—131 000 38 71,1 16,7 1300 3500—87 500 50 73,4 15,5 955 3500—104 000 Седла Берля 19 71 33,3 955 1750—70 000 25 76,4 22,2 955 3500—136 000 38 76 11.1 7.30 3500—105 0С0 Седла 25 74 17,2 895 12 200—68 000 Инталокс 38 80,8 7,8 730 12 200—68 000

Пример. Рассчитать ректификационную колонну непрерывного действия с колпачковыми тарелками для разделения под атмосферным давлением смеси бензол — толуол при следующих исходных данных.

Производительность по исходном смеси -- 2,й кг/о; массовое содержа' ние бензола в исходной смеси *^ = 50%, в дистиллате к4 = 96%, в кубовом остатке = 2,0 %; температура исходной смеси // = <кмм =92 "С, флегмы = 82 °С; давление греющего пара Ре п =0,3 МПа; теплота парообразова­ния пара г — 2171 кДж/кг; коэффициент теплопередачи в кипятильнике й = = 1200 Ит/(м--К): допустимое сопротивление колонны ДЯ1( < 6500 Па.

Схему установки см. на рис. 11.7. Результаты расчета сведены в табл. 11.4.

11.3. Расчетные значения равновесных концентраций О„ КІІВ І.'К КІІ0 * — иг. ‘"а Иа — Р/ 80 100 40 100 1 1 84 113 44 100 0,823 0,922 88 127 50 100 0,659 0,83 93 160 66 100 0,376 0,596 100 179 74 100 0.256 0.453 104 200 83 100 0.155 0,304 108 220 94 100 0.058 0,128 110 230 100 100 0 0

Показатель	Расчетные формулы или способ определения	Результат
Материальный расчет
Расход, кг/с:	Решается система уравнений	1,42
Дистиллата йа	<* + 0.-0,
Кубового остатка йа>	+ Ожхж = в/Х(	1,36
Молярное содержание бензола,	По формуле (10.53)
Моль:
Б ИСХОДЕЮЙ смеси		0,542
В дистиллате		0,965
В кубовом остатке хщ		0,023
Минимальное значение флегмо-	По формуле (11.8), рис. 11.12,	1,127
Вого числа Кга1п	Табл. 11.4
Оптимальное значение флегмо-	Копм = 1>зят1п + 0,зб	1,78
Вого числа К011Т Уравнение рабочей линии ко­лонны:
Укрепляющей части уу	По формуле (11.5)	У У = 0,64л: + +0,347
Исчерпывающей части уп	По формуле (11.7)	Уа = 1.34л —
Средние концентрации жидкой		— 0,0078
Фазы в колонне, моль:
	(+ хй
Укрепляющая часть хср	V = 1 и ср 2	0.754
	"" _ л> + ха> °р 2
Исчерпывающая часть хср	0,283
Средние концентрации паровой фазы в колонне, моль:	~Уср = 0.64^р + 0.347
Укрепляющая часть 1/ср	0,892
Исчерпывающая часть уср	Уср = 1'34^’р —0.0078	0,371
Температура пара п колонне, РС:
Укрепляющая часть (ср	По табл. 11.3	88
Исчерпывающая часть 2ср средняя tcv	По табл. 11.3 ( _ *ср + ^ср ‘ср - 2	103 95,5
Теоретическое число тарелок б	По рис. 11.13
Колонне, шт.:
Укрепляющая часть лт		3
Исчерпывающая часть пТ		6
Коэффициент относительной ле­	По формуле (11.11)
Чу чести
А!		2,4
А<1		1.17

Расчетные формулы или способ определения

'Пер Га„

2,7 0,27 10_3 0,29 • 10~3 0,28 10“3 0.27 10_3 0,29 10_3 0,672 • 10~3 0,317 10~3 0,783 • 10~3 0,52 0,62 0,5 0,55

11 1,377

Динамическая вязкость, Па с: бензола [д. д

Толуола чи-&

Вязкость смеси, Па ■ с: исходной ^

Дистиллята кубового остатка, и.щ Произведение коэффициента ле­тучести на вязкость: исходной смеси

Дистиллата

Кубового остатка ]х№ Коэффициент полезного дейст­вия тарелки:

Исходной смеси 1)^ дистиллата т], кубового остатка средний Т]ср Действительное число тарелок в колонне, шт.:

Укрепляющая часть ка

Исчерпывающая часть кД

Объемней расход смеси Ус> м3/с

Плотность, кг/м3:

Р'а = ? (й> ^Ср)

Н = ПЬ, (ср) По формуле (11.12)

По рис. 11.11

По формуле (11,13)

Га.

Йд = '

^ср

По формуле (11.14)

Смеси Рж	Рж = Р<г*,+ Рь 0 — *,)	798
	04 (1 + К)
Пара Рп	Рп у ' с	2,86
Допустимая скорость пара в	По формулам (11.15, 11.16,	0,315
Колонне Е£.'тах, М/С	11.17)
Диаметр колонны О,	По формуле (11.18)	1,85
Тепловой расчет
Энтальпия дистиллата	[65]	550
1й, кДж/кг
Теплоемкость,’ кДж/(кг • К):	165]
Исходной смеси		1,82
Флегмы Сф		1,78
Кубового остатка с№		2.0

Показатель Расчетные формулы или способ определения Результат Полезная разность температур 29,9 Д/п, °С Тепловая нагрузка (?к, Вт По формуле (11.25) 2,37 10« Площадь поверхности тепло­ 82,5 Обмена Р, м2 Г Расход греющего пара О, кг/с По формуле (11.26) 1,117 Гидравлический расчет ГОСТ 9634—81

0.1 51,6 • 10_3 46 • 10_6 26 3.55-10-3 168 6,85 302 30.6 0,03 44.7 60.67 52.7 385,3 6164,8

Размеры колпачка: диаметр м периметр прорези П, м площадь сечения прорези

1 П»

Число прорезей гп, шт.

Эквивалентный диаметр йэ, м

Количество колпачков на та­релке гк, шт.

Скорость пара в прорезях кол­пачка О10, м/с

Сопротивление сухой тарелки

АРсух- Па

Сопротивление жидкости при прохождении пара Др6, Па Гидравлические размеры кол­пачка:

Разность высот между верх­ней кромкой сливной пере­городки и верхним обрезом' прорези кпог, м высота открытия прорезей ^откр* м

Высота подпора жидкости над сливной планкой Дй, м Сопротивление жидкости на та­релке Арж, Па Общее сопротивление, Па: тарелки Дрт

Колонны ДЯ,,

4/п

П

Гкгп/п

По формуле (11.26)

По формуле (11.29)

Конструктивно

По формуле (11.31)

По формуле (11.32)

По формуле (11.30)

По формуле (11.27)

ДРк = дРТ (пд + пя)

Рис. 11.12. Кривая равновесия лпзкокипящего компонента смеси бензол—толуол Рис. 11.13. Графическое определение числа теоретических тарелок