Расчет ректификационной колонны. 11
Содержание
Введение 3
1. Литературный обзор 4
2. Материальный баланс ректификационной
колонны
3. Построение кривых изобар пара и жидкости
Построение X-Y диаграммы (кривой равновесия фаз)
4. Расчет однократного испарения (ОИ)
5. Определение минимального
6. Расчет числа теоретических
тарелок графическим методом
7. Расчет числа реальных тарелок
8 Расчет колонны на ЭВМ
9. Расчет
высоты колонны
10. Расчет
диаметра ректификационной колонны
11 Расчет
диаметра штуцера колонны
12 Расчет
конденсатора-холодильника
Вывод
Список используемой литературы
|
|
|
ВВЕДЕНИЕ
В условиях постоянного расширения нефтеперерабатывающей промышленности, повышение требований к качеству нефтепродуктов обусловило необходимость использования различных колонн при переработке нефти и газа, в процессах, как ректификации, абсорбции, адсорбции, экстракции и др.
Для осуществления этих процессов при переработке нефти и газа требуется высококачественная аппаратура, способная работать в широком интервале изменения рабочих параметров. Это предъявляет высокие требования к расчету аппаратов и обоснованию рабочих параметров процесса.
В ректификационных колоннах массообменные или диффузионные процессы играют важную роль при переработке нефти, различных углеводородных и других смесей. Путем ректификации из нефти получают различные продукты: бензин, керосин, дизельное топливо, мазут, масляные фракции, узкие (по температурам кипения) бензиновые фракции. Все массообменные процессы применяются для разделения смесей. При ректификации сжиженных газов выделяют этилен, этан, пропан, бутан и другие компоненты. Путем перегонки в вакууме получают специальные масла.
1. Литературный обзор
Ректификационными колоннами называют вертикальные цилиндрические аппараты, предназначенные для четкого разделения смеси двух взаимно растворимых жидкостей с получением целевых продуктов требуемой концентрации. Такое разделение обеспечивается в результате процесса ректификации, под которым понимают двусторонний массообмен между двумя фазами растворов, одна из которых паровая, другая - жидкая. Диффузионный процесс разделения жидкостей ректификацией возможен при условии, что температуры кипения жидкостей различны. Для осуществления диффузии пары и жидкости должны как можно лучше контактировать между собой, двигаясь в ректификационной колонне навстречу друг другу: жидкость под собственным весом сверху вниз, пары — снизу вверх.
Из свойств равновесной системы известно, что при контактировании неравновесных паровой и жидкой фаз система стремится к состоянию равновесия в результате массообмена и теплообмена между этими фазами. Следовательно, для протекания ректификации необходимо, чтобы контактируемые жидкость и пары при одном и том же давлении не были равновесными. Иными, словами, нужно, чтобы температура жидкости была ниже температуры паров.
Для обеспечения эффективного контактирования фаз ректификационные колонны снабжаются внутренними устройствами. В зависимости от конструкции этих устройств осуществляется непрерывное (в насадочных колоннах) и ступенчатое (в тарельчатых колоннах) контактирование фаз. В результате противоточного контактирования паровая фаза обогащается низкокипящими компонентами, а жидкая - высококипящими.
Абсорберы адсорберы и десорберы
Процесс абсорбции состоит в избирательном поглощении жидкостью (абсорбентом) целевых составных частей исходной газовой смеси. Путем абсорбции производят разделение, очистку и осушку различных углеводородных газов извлечение бензина и пропан-пропиленовой фракции из естественных и попутных газов и т. д.
Процесс абсорбции протекает тогда, когда парциальное давление или концентрация извлекаемого компонента в газовой смеси больше, чем в абсорбенте. Чем больше эта разность, тем интенсивнее переход компонента из газовой смеси в жидкость (абсорбент). Когда парциальное давление или концентрация компонента в жидкости больше, чем в газовой смеси, происходит десорбция - выделение растворенного газа из раствора.
Абсорберы и десорберы работают попарно. В некоторых случаях абсорбцию и десорбцию осуществляют последовательно в одном и том же аппарате.
Конструкции абсорберов и десорберов, представляющих собой цилиндрические вертикальные аппараты, отличаются большим разнообразием и зависят от конкретного технологического процесса. Например, абсорберы для извлечения бензина из природного нефтяного газа выполнены как колонны с 18—30 барботажными колпачковыми тарелками. Колонна работает при давлении 0,3.—4 МН/м2. В качестве абсорбента применяют масла или другие нефтепродукты. Степень извлечения компонента из газовой смеси зависит от основных параметров процесса абсорбции, к которым относятся давление, температура, число тарелок в колонне и расход абсорбента.
Десорберы, в которых из насыщенного абсорбента извлекают бензин (целевой продукт), конструктивно не отличаются от абсорберов. Десорбцию осуществляют под давлением до 0,6 МН/м2 отпаркой при температуре 110—180 °С. Нагретый насыщенный абсорбент подают на верхнюю тарелку отгонной колонны. Температурный режим в колонне поддерживают орошением верхней части бензином, а также нагревом нижней части с помощью кипятильника или впрыскивания острого пара.
Несколько иная конструкция у абсорберов установок каталитического риформинга и гидроочистки. Эти аппараты служат для удаления сероводорода и водяных паров из циркуляционных газов.
Многие абсорберы снабжены насадочными или каскадными тарелками.
Процесс адсорбции заключается в избирательном поглощении вещества поверхностью адсорбента - пористого твердого тела. Такое поглощение объясняется наличием сил взаимного притяжения между молекулами адсорбента и молекулами адсорбируемого вещества. Адсорбенты используют в виде зерен размером до 10 мм и в пылевидном состоянии.
Применяют также молекулярные сита - синтетические цеолиты, имеющие поры одинаковых размеров.
Адсорбцию обычно применяют для разделения «бедных» смесей (содержащих незначительные количества поглощаемых веществ) и смесей, состоящих из трудно разделяемых компонентов. На нефтеперерабатывающих заводах путем адсорбции производят очистку масел и парафина, извлечение бензина из углеводородных газов, осушку газов, воздуха и т. п.
Поглощенное адсорбентом вещество выделяется из него десорбцией -процессом, обратным адсорбции. В результате десорбции и последующей обработки адсорбента последний регенерируется и может быть .использован вновь. Регенерация адсорбента - наиболее сложная, продолжительная и дорогостоящая стадия в технологии адсорбционного разделения. Поэтому в некоторых случаях адсорбент не используют повторно. Например, при контактной очистке масел отработанный адсорбент (глину) выбрасывают.
Десорбцию и регенерацию адсорбента проводят водяным паром и различными жидкостями, из которых затем извлекают целевые вещества. Нецелевые компоненты можно выжигать, если при этом регенерируемый адсорбент не потеряет присущих ему свойств.
В большинстве случаев адсорберы и десорберы - колонные аппараты. Наиболее сложны аппараты непрерывного действия - адсорберы с движущимися зернистым адсорбентом и адсорберы с кипящим слоем адсорбента.
Жидкостные экстракторы
Для Очистки масел, а также в производстве дизельного топлива и керосина применяют жидкостную экстракцию. Процесс экстракции заключается в разделении смеси компонентов путем обработки твердой или жидкой фазы жидким избирательным растворителем. В качестве избирательных растворителей используют фурфурол, фенол, жидкий сернистый ангидрид, диэтиленгликоль, жидкий пропан и др.
Конструкции экстракторов - аппаратов, в которых осуществляется процесс экстракции - должны обеспечить тщательное контактирование массообменивающихся фаз и их последующее разделение. Большинство экстракторов представляет собой колонны с тарелками или насадкой. В колоннах экстракция осуществляется контактированием в противотоке рафинатного и экстрактного растворов.
В последнее время получили распространение ротационные дисковые контакторы, принципиально отличающиеся от колонных; в них для повышения эффективности контактирования и разделения фаз используют центробежную силу.
Экстракционные колонны работают при давлении до 0,6МН/м2. Для нормального протекания экстракции с минимальным соотношением растворителя и сырья в аппарате поддерживается определенный температурный градиент между верхом и низом аппарата, т. е. обеспечивается постоянная температура среды на определенном участке колонны. Это достигается отбором части экстрактного раствора из колонны, охлаждением его в холодильнике и возвращением в аппарат.
Теплообменные аппараты
Среди других аппаратов технологической установки теплообменные аппараты являются самыми многочисленными. Они предназначены не только для поддержания технологического процесса, но и обеспечивают регенерацию тепла (холода) отходящих потоков, сокращая тем самым расход топлива, пара, а также охлаждающих сред (воды, воздуха, хладагента).
В теплообменных аппаратах осуществляется процесс теплообмена между двумя потоками, один из которых нагревается засчет другого, одновременно охлаждая его, В зависимости от целевого назначения теплообменные аппараты носят следующие названия.
Теплообменники - аппараты для регенерации тепла, уносимого отходящими потоками. Целевым процессом, протекающим в них, может являться нагрев холодного потока; или охлаждение горячего, или тот и другой процессы в равной степени.
Подогреватели - аппараты для нагрева дистиллятов или реагентов за счет тепла теплоносителя. Целевым процессом в них является нагрев. В качестве теплоносителя применяют главным образом водяной пар, характеризующийся высоким коэффициентом теплоотдачи при конденсации и большим значением скрытой теплоты конденсации. Теплоносителями могут служить также высококипящие нефтепродукты, нагреваемые в трубчатых печах.
Конденсаторы - аппараты для конденсации и охлаждения паров путем передачи тепла охлаждающему агенту.
Холодильники - аппараты для охлаждения жидких потоков. Если при охлаждении из жидкого потока выделяются кристаллы вещества, то холодильный аппарат называют кристаллизатором.
В конденсаторах, холодильниках и кристаллизаторах целевым процессом является охлаждение горячей среды. Самым дешевым охлаждающим агентом является вода, подаваемая из водопровода или из системы оборотного водоснабжения. В последнем случае вода используется многократно, охлаждаясь за счет частичного испарения в градирнях. В аппаратах воздушного охлаждения охлаждающим агентом является воздух. Для охлаждения среды до низких температур применяют испаряющийся аммиак, пропан, этан и другие сжиженные газы.
Отличают теплообменные аппараты смешения и поверхностные. В первых теплообмен между средами осуществляется путем их непосредственного соприкосновения (смешения), во вторых - через поверхность (стенка трубы, пластина и т. д.), разделяющую эти среды и исключающую их смешение. Теплообменники смешения имеют весьма ограниченное применение, так как после смешения теплообменивающихся потоков их последующее разделение не всегда возможно. По этому принципу работают барометрический конденсатор вакуумных колонн, конденсаторы для конденсации и охлаждения паров бензина и воды, скрубберы и т. д. В этих аппаратах разделение воды и продукта осуществляется быстро за счет разности плотностей.
2. Материальный баланс ректификационной колонны
Произведем перерасчет массовой доли сырья в мольную:
.
Для составления материального баланса необходимо определить молекулярные массы, дистиллята и остатка по следующим формулам:
; (2)
;
; (2)
;
; (2)
.
Исходя из производительности колонны по сырью , определяем количество смеси, поступающее в колонну:
;
.
Относительный выход дистиллята определяется следующим образом:
;
.
Выход дистиллята равен:
;
;
;
.
Выход остатка равен:
;
;
;
.
Количество компонентов в сырье ( ), дистилляте ( ) и остатке ( ) рассчитывается по следующим формулам:
;
;
;
;
;
;
;
;
;
;
;
.
Для определения количества компонентов в кг/ч сырье, дистилляте, остатке значения кмоль/ч умножаются на соответствующие молекулярные массы компонентов.
кг/ч; (11)
кг/ч;
кг/ч; (12)
кг/ч;
кг/ч; (13)
кг/ч.
Результаты расчетов материального баланса сводим в таблицу 1.
Таблица – 1- Материальный баланс ректификационной колонны
Компонент |
Сырье |
Дистиллят |
Остаток | |||
кг/ч |
кмоль/ч |
кг/ч |
кмоль/ч |
кг/ч |
кмоль/ч | |
НКК |
18106,35 |
215,55 |
17015 |
202,62 |
923 |
11,01 |
ВКК |
16893,04 |
183,62 |
1185 |
12,93 |
15877 |
172,61 |
Сумма |
35000 |
399,17 |
18200 |
215,55 |
16800 |
1183,62 |
Проверка материального баланса
183,62+215,55=399,17 кмоль/ч;
18200+16800=35000 кг/ч.
3. Построение изобар пара и жидкости
Построение X-Y диаграммы (кривой равновесия фаз)
Для построения кривых изобар на первом этапе необходимо определить крайние точки кривых, т. е. температуры кипения HKK и ВКК при заданном давлении в колонне П. Представим формулу Антуана в следующем виде:
; (14)
;
.
Полученный интервал температур кипения разбивается на пять примерно равных интервалов, и при данных температурах рассчитываются давления насыщенных паров компонентов P1 и Р2:
; (15)
; ;
; ;
; ;
; ;
; ;
; .
По результатам расчетов составим следующую таблицу.
Таблица-5- Расчет кривых изобар и кривой равновесия
|
Количество точек |
Температура, оС |
Давление насыщ паров, Р1 |
Давление насыщ паров, Р2 |
Мольная доля НКК в жидкой фазе X′i |
Мольная доля НКК в паровой фазе Y′i |
1 |
123,56 |
3,12 |
3,75 |
1 |
1 |
2 |
129,96 |
3,58 |
4,30 |
0,7350 |
0,8661 |
3 |
136,36 |
4,11 |
4,94 |
0,5095 |
0,7033 |
4 |
142,76 |
4,72 |
5,67 |
0,3157 |
0,5076 |
5 |
149,16 |
5,42 |
6,52 |
0,1475 |
0,2746 |
6 |
155,75 |
6,22 |
7,48 |
0 |
0 |
По данным таблицы построим кривые изобар и кривую равновесия.
Построение X-Y диаграммы проводим в следующей системе координат: по оси абсцисс откладываем мольные доли НКК в жидкой фазе, а по оси ординат - мольные доли НКК в паровой фазе (от 0 до 1 ). Рекомендуется использовать тот же масштаб, что и при построении изобарных кривых.
Проведем диагональ в квадрате, полученном при построении системы координат, которая соответствует линии равновесия с коэффициентом относительной летучести компонентов, равным 1.
Используя предыдущие расчеты и изобарные кривые, наносим на диаграмме точки, соответствующие X′i и Y′i затем соединяем точки плавной линией.
На оси абсцисс X-Y диаграммы откладываем значение мольной доли НКК компонента в смеси X′f. Поднимем из этой точки вертикаль до пересечения с диагональю (точка N). Затем на оси абсцисс откладываем отрезок величиной X′f (1-e), эту точку обозначаем буквой А. Точка А может находиться как внутри, так и за пределами квадрата. Через точки А и N проводим луч до пересечения с кривой равновесия ( точка F). Из точки F проводим вертикальную и горизонтальную линии до пересечения с осями абсцисс и ординат, получаем соответственно точки Х′с и Y′c, отвечающие содержанию НКК в жидкой и паровой фазах сырьевой смеси. Необходимые построения проводим на X′-Y′ диаграмме.
4. Расчет однократного испарения
Рассчитаем величину точки А:
.
5. Определение минимального
Минимальное паровое число ( Smin ) определяется из следующего соотношения:
; (17)
где значения Х′с и Y′c берутся с диаграммы.
Реальное паровое число:
П=Пmin * n; (18)
.
Рассчитаем величину X по следующей формуле:
;
.
Затем откладываем на линии Y=1 отрезок величиной 0-Х (точка Е).
6. Расчет числа теоретических тарелок графическим методом
Для определения числа теоретических тарелок нужно построить рабочие линии отпарной и концентрационной секций ректификационной колонны. Их можно построить следующим образом. Из точки пересечения линии, поднятой из точки Xw до диагонали, проводится прямая до точки Е. Таким образом мы получаем рабочую линию отпарной секции колонны. Затем мы отмечаем точку пересечения рабочей линии отпарной секции с линией, проходящей через точки А и F. Через точку пересечения линии, поднятой из точки Yd до диагонали, и вышеуказанную точку проводится вторая прямая - рабочая линия концентрационной секции колонны.
Продлеваем линию Yc-F до пересечения с рабочей линией концентрационной секции, отмечаем точку а. Обозначим точки пересечения линии F-Xc с рабочей линией отпарной секции как в. Соединив точки а и в прямой, получим рабочую линию секции питания, которая в дальнейшем будет использоваться для перехода при расчете числа теоретических тарелок по секциям колонны.
Определение числа теоретических тарелок начинаем с концентрационной секции колонны. Из точки пересечения линии, поднятой из точки Yd до диагонали, начинаем проводить ступенчатые линии, но не между диагональю и кривой равновесия , как было в случае определения минимального числа теоретических тарелок, а между кривой равновесия и рабочей линией концентрационной секции.
Переход к расчету числа тарелок отпарной секции колонны проводим в пределах отрезка а-в (рабочей линии секции питания). Для определения числа теоретических тарелок отпарной секции колонны проводим ступенчатые линии между кривой равновесия и рабочей линией этой секции.
Расчет заканчиваем при достижении точки пересечения линии, поднятой из точки Xw до диагонали.
Расчет можно проводить, начиная с отпарной секции колонны.
7. Расчет числа реальных тарелок
Определим число реальных тарелок:
Концентрационная секция колонны:
;
.
Отпарная секция колонны:
;
.
Nсум=23+23=46 тарелок.
8. Расчет колонны на ЭВМ
РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
==============================
число итераций= 4
тем сырья=110.5 h1= 1981.34 h2= 6644.93
Q сырья ккал/ч= 3450508 энт сырья ккал/кг= 98.6
плотн сырья при 20 град кг/куб м= 817.2
==============================
N отп= 23 N конц= 23 давл на входе ата= 1.560
q= 6245.7 p0= 1.560 p1=.0200 c0= 40.0 e=.58815
==============================
темп низа=135.656 p= 2.0400
Q гор стр ккал/ч= 2498292 Q ост ккал/ч= 1051338
число отпаривания= 2.200
теор тарелка N= 1
t=133.86 p= 2.02 tсрмол пара=107.7 M пара= 91.2
плот жидк =780.8 плот пара = 5.52 кг/(куб.м)
пар = 34316.0 жидкость = 50035.5 кг/час
теор тарелка N= 2
t=131.76 p= 2.00 tсрмол пара=105.9 M пара= 90.7
плот жидк =778.0 плот пара = 5.46 кг/(куб.м)
пар = 33846.1 жидкость = 49565.5 кг/час
теор тарелка N= 3
t=129.43 p= 1.98 tсрмол пара=103.8 M пара= 90.2
плот жидк =774.7 плот пара = 5.41 кг/(куб.м)
пар = 33351.3 жидкость = 49070.8 кг/час
теор тарелка N= 4
t=127.03 p= 1.96 tсрмол пара=101.5 M пара= 89.5
плот жидк =771.0 плот пара = 5.35 кг/(куб.м)
пар = 32874.6 жидкость = 48594.1 кг/час
теор тарелка N= 5
t=124.74 p= 1.94 tсрмол пара= 99.2 M пара= 88.9
плот жидк =767.4 плот пара = 5.29 кг/(куб.м)
пар = 32454.5 жидкость = 48173.9 кг/час
теор тарелка N= 6
t=122.69 p= 1.92 tсрмол пара= 97.1 M пара= 88.4
плот жидк =764.2 плот пара = 5.23 кг/(куб.м)
пар = 32111.4 жидкость = 47830.8 кг/час
теор тарелка N= 7
t=120.97 p= 1.90 tсрмол пара= 95.4 M пара= 87.9
плот жидк =761.6 плот пара = 5.17 кг/(куб.м)
пар = 31845.2 жидкость = 47564.7 кг/час
теор тарелка N= 8
t=119.57 p= 1.88 tсрмол пара= 94.1 M пара= 87.6
плот жидк =759.7 плот пара = 5.11 кг/(куб.м)
пар = 31642.7 жидкость = 47362.2 кг/час
теор тарелка N= 9
t=118.45 p= 1.86 tсрмол пара= 93.2 M пара= 87.3
плот жидк =758.4 плот пара = 5.06 кг/(куб.м)
пар = 31486.8 жидкость = 47206.2 кг/час
теор тарелка N= 10
t=117.55 p= 1.84 tсрмол пара= 92.5 M пара= 87.1
плот жидк =757.5 плот пара = 5.00 кг/(куб.м)
пар = 31362.4 жидкость = 47081.9 кг/час
теор тарелка N= 11
t=116.79 p= 1.82 tсрмол пара= 92.0 M пара= 87.0
плот жидк =757.1 плот пара = 4.95 кг/(куб.м)
пар = 31258.6 жидкость = 46978.0 кг/час
теор тарелка N= 12
t=116.15 p= 1.80 tсрмол пара= 91.7 M пара= 86.9
плот жидк =756.9 плот пара = 4.90 кг/(куб.м)
пар = 31167.7 жидкость = 46887.1 кг/час
теор тарелка N= 13
t=115.57 p= 1.78 tсрмол пара= 91.5 M пара= 86.9
плот жидк =756.9 плот пара = 4.85 кг/(куб.м)
пар = 31084.8 жидкость = 46804.3 кг/час
теор тарелка N= 14
t=115.04 p= 1.76 tсрмол пара= 91.4 M пара= 86.9
плот жидк =757.0 плот пара = 4.80 кг/(куб.м)
пар = 31006.9 жидкость = 46726.3 кг/час
теор тарелка N= 15
t=114.54 p= 1.74 tсрмол пара= 91.3 M пара= 86.8
плот жидк =757.2 плот пара = 4.75 кг/(куб.м)
пар = 30931.9 жидкость = 46651.4 кг/час
теор тарелка N= 16
t=114.06 p= 1.72 tсрмол пара= 91.2 M пара= 86.8
плот жидк =757.5 плот пара = 4.70 кг/(куб.м)
пар = 30858.6 жидкость = 46578.1 кг/час
теор тарелка N= 17
t=113.58 p= 1.70 tсрмол пара= 91.2 M пара= 86.8
плот жидк =757.8 плот пара = 4.65 кг/(куб.м)
пар = 30786.2 жидкость = 46505.7 кг/час
теор тарелка N= 18
t=113.11 p= 1.68 tсрмол пара= 91.2 M пара= 86.8
плот жидк =758.1 плот пара = 4.60 кг/(куб.м)
пар = 30714.2 жидкость = 46433.6 кг/час
теор тарелка N= 19
t=112.65 p= 1.66 tсрмол пара= 91.2 M пара= 86.8
плот жидк =758.4 плот пара = 4.55 кг/(куб.м)
пар = 30642.1 жидкость = 46361.6 кг/час
теор тарелка N= 20
t=112.18 p= 1.64 tсрмол пара= 91.1 M пара= 86.8
плот жидк =758.8 плот пара = 4.50 кг/(куб.м)
пар = 30569.9 жидкость = 46289.4 кг/час
теор тарелка N= 21
t=111.70 p= 1.62 tсрмол пара= 91.1 M пара= 86.8
плот жидк =759.1 плот пара = 4.45 кг/(куб.м)
пар = 30497.4 жидкость = 46216.9 кг/час
теор тарелка N= 22
t=111.23 p= 1.60 tсрмол пара= 91.1 M пара= 86.8
плот жидк =759.5 плот пара = 4.40 кг/(куб.м)
пар = 30424.5 жидкость = 46143.9 кг/час
теор тарелка N= 23
t=110.75 p= 1.58 tсрмол пара= 91.1 M пара= 86.8
плот жидк =759.8 плот пара = 4.35 кг/(куб.м)
пар = 30351.0 жидкость = 46070.5 кг/час
==============================
тем верха= 86.47 p= 1.10
g0=1.31107 l0=0.74005 крат орош= 1.30
Q дист ккал/ч= 365223.4 Q КВО ккал/ч= 4532239.5
кол пара сверху колонны кг/ч= 44268 м3/ч= 14062
Сумма дист и орош из емкости куб м/ч= 57.7
Орош в колонну куб м/ч= 32.6
==============================
теор тарелка N= 45
t= 88.98 p= 1.120 tсрмол пара= 83.5 M пара= 84.7
плот жидк =735.1 плот пара = 3.20 кг/(куб.м)
пар = 51244 жидкость = 31963 кг/час
теор тарелка N= 44
t= 91.75 p= 1.140 tсрмол пара= 85.1 M пара= 85.2
плот жидк =740.8 плот пара = 3.24 кг/(куб.м)
пар = 51121 жидкость = 31840 кг/час
теор тарелка N= 43
t= 94.50 p= 1.160 tсрмол пара= 86.7 M пара= 85.6
плот жидк =747.3 плот пара = 3.29 кг/(куб.м)
пар = 51060 жидкость = 31780 кг/час
теор тарелка N= 42
t= 96.96 p= 1.180 tсрмол пара= 88.2 M пара= 86.0
плот жидк =753.4 плот пара = 3.34 кг/(куб.м)
пар = 51062 жидкость = 31782 кг/час
теор тарелка N= 41
t= 98.99 p= 1.200 tсрмол пара= 89.5 M пара= 86.3
плот жидк =758.5 плот пара = 3.39 кг/(куб.м)
пар = 51100 жидкость = 31819 кг/час
теор тарелка N= 40
t=100.60 p= 1.220 tсрмол пара= 90.4 M пара= 86.6
плот жидк =762.2 плот пара = 3.45 кг/(куб.м)
пар = 51143 жидкость = 31862 кг/час
теор тарелка N= 39
t=101.85 p= 1.240 tсрмол пара= 91.0 M пара= 86.7
плот жидк =764.7 плот пара = 3.50 кг/(куб.м)
пар = 51174 жидкость = 31893 кг/час
теор тарелка N= 38
t=102.85 p= 1.260 tсрмол пара= 91.4 M пара= 86.9
плот жидк =766.1 плот пара = 3.55 кг/(куб.м)
пар = 51186 жидкость = 31906 кг/час
теор тарелка N= 37
t=103.67 p= 1.280 tсрмол пара= 91.7 M пара= 86.9
плот жидк =766.8 плот пара = 3.60 кг/(куб.м)
пар = 51183 жидкость = 31903 кг/час
теор тарелка N= 36
t=104.37 p= 1.300 tсрмол пара= 91.8 M пара= 87.0
плот жидк =767.1 плот пара = 3.65 кг/(куб.м)
пар = 51168 жидкость = 31888 кг/час
теор тарелка N= 35
t=105.00 p= 1.320 tсрмол пара= 91.9 M пара= 87.0
плот жидк =767.0 плот пара = 3.70 кг/(куб.м)
пар = 51145 жидкость = 31864 кг/час
теор тарелка N= 34
t=105.58 p= 1.340 tсрмол пара= 91.9 M пара= 87.0
плот жидк =766.8 плот пара = 3.75 кг/(куб.м)
пар = 51117 жидкость = 31836 кг/час
теор тарелка N= 33
t=106.12 p= 1.360 tсрмол пара= 91.9 M пара= 87.0
плот жидк =766.5 плот пара = 3.80 кг/(куб.м)
пар = 51085 жидкость = 31804 кг/час
теор тарелка N= 32
t=106.64 p= 1.380 tсрмол пара= 91.9 M пара= 87.0
плот жидк =766.1 плот пара = 3.85 кг/(куб.м)
пар = 51052 жидкость = 31771 кг/час
теор тарелка N= 31
t=107.14 p= 1.400 tсрмол пара= 91.9 M пара= 87.0
плот жидк =765.7 плот пара = 3.90 кг/(куб.м)
пар = 51017 жидкость = 31737 кг/час
теор тарелка N= 30
t=107.64 p= 1.420 tсрмол пара= 91.9 M пара= 87.0
плот жидк =765.2 плот пара = 3.95 кг/(куб.м)
