Разделение смеси жидкостей на составляющие компоненты

Содержание

Введение……………………………………………………………………………………….. 3

1. Технологическая схема  и ее описание……………………………………………………... 4

2. Технологический расчет……………………………………………………………………. 5

2.1. Материальный баланс  колонны…….…………………………………………….…….. 5

2.2.Определение минимального  флегмового числа…..………………………………...…... 5

2.3.Определение давления  в колонне…………………………………………………………10

2.4.Определение температурного  режима в колонне…………………………………………11

2.5.Средние массовые расходы по жидкости  и пару…………………………………...…... 12

2.6.Тепловой баланс колонны ………………………………………………………………… 13

3.Гидравлический расчет………………………………………………………..…………….. 14

4. Расчет штуцеров……………………………………………….…………………………….. 20

Заключение ………………………………………………………………….…………….……. 21

Список использованной литературы ……………………………….………………………..…22

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Введение

Ректификация - массообменный  процесс разделения однородной смеси  летучих компонентов, осуществляемый путем противоточного многократного  взаимодействия паров, образующихся при  перегонке, с жидкостью, образующейся при конденсации этих паров.

Разделение жидкой смеси  основано на различной летучести  веществ. При ректификации исходная смесь делится на две части: дистиллят - смесь, обогащенную низкокипящим компонентом, и кубовый остаток - смесь, обогащенную  высококипящим компонентом.

Процесс ректификации осуществляется в ректификационной установке основным аппаратом которой является ректификационная колонна, в которой пары перегоняемой жидкости поднимаются снизу, а навстречу  парам стекает жидкость, подаваемая в виде флегмы в верхнею часть  аппарата.

Процесс ректификации может  протекать при атмосферном давлении, а также при давлениях выше или ниже атмосферного. Под вакуумом ректификацию проводят, когда разделению подлежат высококипящие жидкие смеси. Повышенное давление применяют для  разделения смесей, находящихся в  газообразном состоянии при более  низком давлении. Атмосферное давление принимают при разделении смесей, имеющих температуру кипения  от 30 до 150^°С.

Степень разделения смеси  жидкостей на составляющие компоненты и чистота получаемого дистиллята и кубового остатка зависят от того, насколько развита поверхность  контакта фаз, от количества подаваемой на орошение флегмы и устройства ректификационной колонны.

В промышленности применяют  тарельчатые, насадочные, пленочные  трубчатые и центробежные пленочные  аппараты. Они различаются в основном конструкцией внутреннего устройства аппарата.

Тарельчатые контактные устройства, в ректификационной колонне, подразделяются на: колпачковые, ситчатые, клапанные, решетчатые, провальные и т.п.

Преимущественное использование  тарельчатых колонн в процессах  ректификации объясняется их значительно  большей производительностью по сравнению с насадочными.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Технологическая схема и ее описание

 

Рис. 1 - Принципиальная схема ректификационной установки

1 – емкость для исходной смеси; 2 – подогреватель; 3 – колонна;

4 – кипятильник; 5 – дефлегматор; 6 – делитель флегмы; 7 – холодильник; 8 – сборник дистиллята; 9 – сборник кубового остатка.

 

Исходную смесь из емкости 1 центробежным насосом подают в теплообменник 2, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 3, где состав жидкости равен составу исходной смеси x_F . Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава х_Р, получаемой в дефлегматоре 5путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7и направляется в емкость 8. Из кубовой части колонны насосом непрерывно выводится кубовая жидкость – продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в емкость 9.

Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный  неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом).

 

Технологический расчет

Материальный  баланс процесса

Составляем материальный баланс для определения количеств  и состава веществ, участвующих  в процессах ректификации.

Материальный баланс колонны, обогреваемой паром:

,

где L—производительность установки по исходной смеси, D –производительность установки по дистилляту, R— производительность установки по кубовому остатку.

Материальный баланс для  НК:

,

где  х_F,  x_Д,  х_W— массовая доля легколетучего компонента в исходной смеси, дистилляте, кубовом остатке соответственно.  Откуда

D=L(x_L-x_R)/(x_D-x_R)=15000(0,5-0,02)/(0,95-0,02)=7741,9 кг/час;

R=L(x_L-x_D)/(x_R-x_D)=15000(0,95-0,5)/(0,95-0,02)=7258,06 кг/час.

Для дальнейших расчётов выразим  концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка в мольных  долях:

1),

где - молекулярная масса метанола кг/кмоль), - молекулярная масса воды (М_воды=18 кг/кмоль).

 

2)

3)

 

Определение минимального флегмового числа

Для определения минимального флегмового числа строим кривую равновесия, предварительно выполнив расчет равновесного состава жидкости и пара смеси  метанол—вода.

Таблица 1.  Равновесный  состав жидкости и пара смеси метиловый  спирт—вода.

По данным табл. 1 построим диаграмму равновесия x,y:

Рис. 2  Диаграмма равновесия между паром (у) и жидкостью (х) при постоянном давлении.

Минимальное флегмовое число

 

Рабочее флегмовое число  R

,

где β – коэффициент  избытка флегмы (берем произвольно)

;  ;

;  .

                  

Рассчитаем число B:

;                   ;

;                 .

                 

Построим диаграммы равновесия x,y. На диаграммах отложим значения В, затем построим рабочие линии укрепляющей и исчерпывающей части колонны и нанесем линии обозначающие теоретические тарелки. По количеству пиков, определим число теоретических тарелок (N_т).

Рис. 3 - Диаграмма равновесия между  паром (х) и жидкостью (у) при флегмовом числе R₁=0,9.

 

Рис. 4 - Диаграмма равновесия между  паром (х) и жидкостью (у) при флегмовом числе R₂=1,07.

 

Рис. 5 - Диаграмма равновесия между  паром (х) и жидкостью (у) при флегмовом числеR₃=1,25.

 

Рис. 6 - Диаграмма равновесия между  паром (х) и жидкостью (у) при флегмовом числеR₄=1,29.

Рис. 7 - Диаграмма равновесия между паром (х) и жидкостью (у) при флегмовом числе R₅=1,36.

 

Рис. 8 - Диаграмма равновесия между паром (х) и жидкостью (у) при флегмовом числе R6=1,44.

 

 

Полученное количество теоретических  тарелок занесем в табл. 2:

Таб. 2 – Данные для нахождения R_опт

B 1,25 1,5 1,75 1,8 1,9 2 R 0,9 1,07 1,25 1,29 1,36 1,44 Nm 12 10 8 9 9 9 Nm*(R+1) 22,78 20,78 18,06 20,64 21,29 21,93 OB 0,48 0,43 0,4 0,39 0,38 0,37

где – минимальное произведение, пропорциональное объему ректификационной колонны (– число ступеней изменения концентраций или теоретических тарелок, а – расход паров).

По данным табл. 2 построим график зависимости:

 

 

 

 

 

Рис. 9 – График зависимости N_тот N_т·(R-1)

 

Из рис. 7 находим, что R_опт=1,25. Итак, число теоретических тарелок в верху колонны n=2, внизу m=6.

Определение давления в колонне

          В данной работе в верхнем  продукте содержится 97,4% (мольных)  метанола, поэтому температура кипения  такой смеси будет незначительно  отличаться от температуры кипения  чистого метанола, которая при  атмосферном давлении составляет 64,8⁰С. В этом случае в дефлегматоре для конденсации паров, поступающих с верха колонны, можно использовать воду. При этом нет необходимости значительно повышать давление в колонне по сравнению с атмосферным. В то же время температура кипения смеси в кубе колонны не может значительно отличаться от температуры кипения высококипящего  компонента – воды, так как содержание воды в кубовом продукте составляет 99,15%  (мольных). Следовательно, температура в кубе колонны будет близкой к 100⁰С. Такая температура не вызовет затруднений при выборе теплоносителя для использования его в кипятильнике колонны.

          Поскольку при давлении в колонне,  близком к атмосферному, обеспечиваются  приемлемые значения температур  верха и куба колонны, целесообразно  принять давление наверху колонны  π_в несколько больше атмосферного для преодоления гидравлических сопротивлений в шлемовой трубе и дефлегматоре.

          Принимаем давление верха колонны   π_Д=112 кПа; число реальных тарелок в верхней части колонны n=8, в нижней части колонны m=8;  гидравлическое сопротивление тарелок в верхней части ΔР_в=350 Па, в нижней части ΔР_в=520 Па. Тогда давление в зоне питания π_з.п. и нижней части колонны π_н :

π_з.п= 112 + 9∙0,35 = 115,1 кПа;

π_н = 115,1 + 9∙0,52 = 119,78 кПа.

Средние давленияв верхней  и нижней частях колонны:

π_ср.^в=(π_з.п+π_Д)/2=(115,1+112)/2=113,55 кПа;

π_ср.^н=(π_з.п+π_н)/2=(115,1+119,78)/2=117,44 кПа.

Определение температурного режима в колонне

          Давления вверху и внизу колонны  отличаются от давления в зоне  питания незначительно, поэтому  по изобарным температурным кривым  кипения и конденсации с достаточной  точностью можно определить температуры  в зоне питания t_L, наверху t_Dи в кубе t_Rколонны (см. рис. 8).

Рис.8. Изобарные температурные  кривые кипения и конденсации  смеси метанол-вода

          Так как сырье поступает при  температуре кипения (е=0), для  нахождения температуры t_Lдостаточно из точки с абциссойx_L=0,36, соответствующей мольной доле НКК в сырье, восстановить перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой кипения. Температура в зоне питания составляет t_L=81,7⁰С. Аналогично определяется температура в кубе колонны t_R=99,2⁰С. Для определения температуры паров наверху колонны t_D из точки с абциссойx_D, соответствующей мольной доле НКК в дистилляте, восстанавливается перпендикуляр до пересечения с изобарной температурной кривой конденсации. Температура наверху колонны составляет t_D = 70,9⁰С.

          Средние температуры низа и  верха колонны составляют:

t_в= (t_D+t_L)/2 = (70,9+81,7)/2=76,3⁰С;

t_н= (t_R+t_L)/2 = (99,2+81,7)/2=90,45⁰С.

Средние массовые расходы по жидкости и пару

Т.к доля отгона е=0,паровой поток G0,вносимый с сырьем равен 0.

Жидкий поток, вносимый в  колонну с сырьем g0=GF=15000(кг/ч)

Массовый расход пара Gв в верху колонны:

 

Т.к сырье поступает в жидкой фазе,Gm=G=Gв=17419(кг/ч)

Массовый расход флегмы, поступающей в зону питания:

 

_{Массовый расход  флегмы, поступающей  в нижнюю часть колонны:}

 

_{Массовая концентрация нкк, поступающего на нижнюю тарелку, определяется соотношением:}

 

_{где ,}

_{Массовая  концентрация нкк  в паровом потоке, поднимающемся с  последней тарелки  нижней части колонны  в зоне питания:}

 

_{Массовая  концентрация нкк  в паровом потоке, покидающем зону питания:}

 

 

 

 

 

 

Тепловой баланс колонны

          Принимаем температуру холодного  испаряющего орошения t_x=40⁰С. Теплофизические свойства воды и метилового спирта представлены в табл.3.

Тепловой поток, отводимый  водой в дефлегматоре, рассчитывается по уравнению 

Q_Д=G_B[r_D+ c_D(t_D– t_x)],

где r_D - теплота конденсации паров, поступающих в дефлегматор;c_D – теплоемкость жидкого дистиллята (флегмы);t_D,t_x – температуры верха колонны и флегмы, поступающей на орошение.

          При этом средние значения  удельной теплоты испарения r_Dи удельной теплоемкости c_Dнаходятся по правилу аддитивности:

r_D=0,05∙2345,2+0,95∙1097,9 =1159,73кДж/кг;

c_D=0,05∙4,18+0,95∙2,719 = 2,79 кДж/(кг∙К);

Q_Д=17419,28[1159,73+ 2,79(70,9– 40)]/3600 = 6029,03 кВт.

          Энтальпии сырья i_L, дистиллята i_D, кубовой жидкости i_R определяются по правилу аддитивности при соответствующей температуре:

i_L=(0,5∙4,19+0,5∙2,81)∙81,7=285,95 кДж/кг;

i_D=(0,05∙4,18+0,95∙2,76)∙70,9=200,72 кДж/кг;

i_R=(0,98∙4,18+0,02∙2,94)∙99,2=417,06 кДж/кг.

          С учетом тепловых потерь, принятых  равными 5% от полезно используемого  расхода теплоты, тепловой поток  в кипятильнике составит:

Q_куб = 1,05∙( Q_Д+ G_DiD+G_RiR– G_LiL)=1,05∙(6029+7741,9∙200,72/3600+7258∙417/3600- 15000∙285/3600)=6415,56 кВт.

          В качестве теплоносителя в  кипятильнике колонны принимаем  насыщенный водяной пар с абсолютным  давлением 0,294 МПа (3 ат) и степенью  сухости  φ=95%. Такой пар имеет  температуру 132,9⁰С, энтальпию I_т.н. =2730 кДж/кг; энтальпия конденсата I_т.к. =558,9 кДж/кг [5, с.533]. Расход водяного пара G_Т в кипятильнике колонны составит

G_Т =Q_куб/((I_т.н. - I_т.к.)∙φ )= 6415,56/((2730-558,9)∙0,95) = 3,11 кг/с.

          Принимаем, что вода в дефлегматоре  нагревается от t_н=25⁰С до t_к=38⁰С. Тогда расход воды в дефлегматоре

G_х=Q_Д/(i_х.н.– i_х.к.) = 6029,03/(4,18∙(38-25))=110,95 кг/с =0,173м³/с=622,8м³/час.

          Массовый расход холодного испаряющего  орошения

g_х= (g_п∙ r_D)/( I_tD – i_tx),

где I_tD– энтальпия пара, поступающего в дефлегматор при температуре t_D; i_tx– энтальпия жидкости при температуре t_x.

I_tD=0,05∙(2345,9+4,18∙70.9)+0,95∙(1097,3+2,76∙70.9)=1360.4 кДж/кг;

i_tx= (0,05∙4,18+0,95∙2,6)∙40=107.2 кДж/кг.

g_х= (9677.37∙ 1159.73)/( 1360.4 – 107.2) = 8954.9 кг/час.

Массовый расход горячего орошения g₁ , стекающего с 1-й тарелки верхней части колонны

g₁ ≈ g_х+ g_х∙ с_х(t_D - t_x)/r_D=8954.9 + 8954.9∙(0,05∙4,18+0,95∙2,7)∙(70.9 -40)/1159.73 =9616.8 кг/час.

Проверка: g1≈gn; 9616.8≈9677.3

                       Табл.3. Теплофизические свойства  воды и метилового спирта

свойство	Вода						Спирт
	Температура, 0С						Температура, 0С
	40	65,4	71,5	73,3	89,6	98,8	40	65,4	71,5	73,3	89,6	98,8
Удельная теплоемкость с, кДж/(кгК),[5, с.520,544]	4,18	4,18	4,18	4,19	4,19	4,23	2,6	2,72	2,77	2,77	2,85	2,93
Давление насыщенного  пара Р, мм. рт. ст.[5, с.519,547].			249		525				800		1600
Удельная теплота парообразования  r, кДж/кг,[5, с.532,555].		2345,2						1097,3
Плотность жидкости ρ, кг/м3,[5, с.520,7,т.1,с.555].	992	981,7	977,1	976	965,3	958,8	745	750	744,4	742,5	725,4	715,3
Поверхностное натяжение  σ, дин/см,[7,т.1,с.1010,1015].	69,65	65,22	64,14		60,81	59,07	20		~14,6
Вязкость пара µп, сП,[5, с.539,7,т.1,с.1003].	0,011		0,012		0,013				~0,007		~0,009
Вязкость жидкости µж, сП, [5, с.538].	0,66		0,41		0,32		0,47		0,31		0,25

 

Гидравлический  расчет

При средней температуре  верхней части 76,3°С, плотности жидких метанола и воды равны соответственно: и .

При средней температуре  нижней части 90,45°С, плотности жидких метанола и воды равны соответственно: и .

Средние мольные и массовые концентрации нкк в верху колонны:

     

_{В нижней части колонны:}

 

_{Средние мольные концентрации нкк в паре-находим  по уравнениям рабочих  линий}

_{для верха} 

_{для низа ,где}

yв=0,55∙0,635+0,4=0,75

yн= 1,69∙0,185-0,0114=0,3

Средние молярные массы пара в верхней и нижней частях колонны:

Mв=32∙0,75+18∙0,25=28,5(кг/кмоль)

Мн=32∙0,3+18∙0,7=22,2(кг/кмоль)

Средние давления вверхней и нижней частях колонны:

Пв=(112+115)/2=113,5(кПа)           Пн=(115,2+119,9)/2=117,5(кПа)

Средние плотности пара в верхней и нижней частях колонны:

 

 

_{Cредние плотности флегмы:}

 

 

_{Cредние обьемные расходы пара:}

 

 

_{Максимально допустимая линейная скорость пара:}

 

 

Диаметр верхней части  колонны

 

Диаметр нижней части колонны

 

Выбор диаметра колонны 

Из двух найденных диаметров  и выбираем максимальный (), и в соответствии с этим выбираем из принятого в химической промышленности нормального ряда диаметров колонн [2, с. 122].

Действительные  рабочие скорости паров

 

 

Для нашего процесса оптимальными будут ситчатые тарелки-т.к. они отличаются простотой устройства,легкостью монтажа, осмотра и ремонта. Гидравлическое сопротивление этих тарелок невелико. Ситчатые тарелки устойчиво работают в широком диапазоне скоростей газа. 

По ГОСТ 26-805-73 принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d_о= 4 мм, высота сливной перегородки h_п = 40 мм; свободное сечение тарелки (суммарная площадь отверстий) – 10% от общей площади тарелки; площадь, занимаемая двумя сегментными переливными устройствами, - 20% от общей площади тарелки.

Расчет гидравлического  сопротивления тарелок производим отдельно для верхней и нижней частей колонны.

Верхняя часть  колонны

Скорость пара в отверстиях тарелок ω_отв=ω_в/0,12 = 1,4/0,12=11,6 м/с.

Коэффициент сопротивления  неорошаемых ситчатых тарелок I=1,75[5, с.354]. Тогда гидравлическое сопротивление сухой тарелки

==129,5 Па.

Сопротивление, обусловленное  силами поверхностного натяжения,

ΔР_σ=4σ/d₀==4∙14,6∙0,001/0,004 =14,6 Па.

Периметр сливной перегородки П=1,32 м [5, с.354].

Принимаем отношение плотности  парожидкостного слоя(пены) на тарелке  к плотности жидкости к′ =0,5.

Средний объемный расход флегмы в верхней части колонны

V_ф,в= gn/ρ_ф,в=9677,37/(3600∙797,4)=0,0034 м³/с.

Высота слоя над сливной  перегородкой

Δh=( V_х,в/(1,85∙П∙к′))^2/3=( 0,0034/(1,85∙1,32∙0,5))^2/3=0,02 м.

Высота парожидкостного  слоя на тарелке 

h_п.ж.=h_п.+Δh=0,04+0,02=0,06 м.

Сопротивление парожидкостного  слоя

ΔР_п.ж.=1,3∙h_п.ж.∙ρ_ф,в∙к′∙g=1,3∙0,05_.∙797,4∙0,5∙9,81=254,2 Па.

Общее гидравлическое сопротивление  тарелки в верхней части колонны 

ΔР_в =ΔР_сух +ΔР_σ +ΔР_п.ж.= 129,5+14,6+254,2= 398,3 Па.

Нижняя часть  колонны

Скорость пара в отверстиях тарелок ω′_отв=ω_н/0,12 = 1,88/0,12=15,6м/с.

Гидравлическое сопротивление  сухой тарелки 

==123 Па.

Сопротивление, обусловленное  силами поверхностного натяжения,

ΔР′_σ=4σ/d₀==4∙60,77∙0,001/0,004 =60,8 Па.

Средний объемный расход жидкости в нижней части колонны 

V′_ф,н= g/ρ_ф,н==24677,38/(3600∙885)=0,00774м³/с.

Высота слоя над сливной  перегородкой

Δhп.ж′=( V′_х,н/(1,85∙П∙к′))^2/3=( 0,077/(1,85∙1,32 ∙0,5))^2/3=0,034м.

Высота парожидкостного  слоя на тарелке 

h′_п.ж.=h_п.+Δh′=0,04+0,034=0,074м.

Сопротивление парожидкостного  слоя

ΔР′_п.ж.=1,3∙h′_п.ж.∙ρ_х,в∙к′∙g=1,3∙0,074∙885∙0,5∙9,81=417,6 Па.

Общее гидравлическое сопротивление  тарелки в нижней части колонны 

ΔР′_н=ΔР′_с+ΔР′_σ+ΔР′_п.ж.= 123+60,8+417,6= 601,4 Па.

Проверим, соблюдается ли при h=0,4 м необходимое условие для нормальной работы тарелок h>1,8∙ΔР/(ρ_жg)

Для тарелок верхней части  колонны: 1,8∙398,3/(797,4∙9,81)=0,09.

Для тарелок нижней части  колонны: 1,8∙601,4/(885∙9,81)=0,12.

Следовательно, вышеуказанное  условие соблюдается и расстояние между тарелками h=0,4 м обеспечивает нормальную работу переливных устройств.

Минимальная скорость пара в отверстиях ω_отв.min, достаточная для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:

Для верхней части колонны 

ω_отв.min=0,67∙(g∙ ρ_х.в.∙h_п.ж/ξρ_в)^1/2=0,67∙(9,81∙ 797,4_.∙0,06/1,75∙1,1)^1/2 =10,46 м/с;

Для нижней части колонны 

ω′_отв.min=0,67∙(g∙ ρ_х.н.∙h′_п.ж/ξρ_н)^1/2=0,67∙(9,81∙885_.∙0,034/1,75∙0,82)^1/2 =9,6 м/с.

Фактические скорости в отверстиях тарелок ω_отви ω′_отв больше минимальных ω_отв.minи ω′_отв.min, следовательно, все отверстия тарелок будут работать равномерно.

Величина межтарельчатого  уноса жидкости е_уопределяется по уравнению

е_у=А(0,052∙h_σ-1,72)/(h^v∙ψ²) ∙ (ω/ε_эф∙ S)^3,7 ,

где А,v, ψ-коэффициенты; для h≥ 0,4 м , А=0,159, v=0,95, ψ=0,9[2, с.194]; h_σ- глубина барботажа; для ситчатых тарелок h_σ≈ h_п=0,04 м; ω- скорость пара в колонне; ε_эф– эффективная рабочая площадь тарелки, вычисляемая по графику[2, с. рис.111-7]; для отношения П/D=1,76/2,4=0,73, ε_эф=0,65.

Величина S определяется из уравнения

S=1,15∙10^-3 ∙(σ/ρ_п)^0,295 ∙ ((ρ_ж-ρ_п)/µ_п)^0,425,

где σ,ρ_ж – поверхностное натяжение и плотность жидкости; ρ_п,µ_п – плотность и вязкость пара.

Рассчитаем величину межтарельчатого  уноса жидкости е_уотдельно для верхней и нижней части колонны.

Верхняя часть  колонны

Средняя вязкость паров µ_п.в.:

М_в/µ_п.в.=у_вМ_м/µ_м + (1-у_в)М_вода/µ_вода ,

где µ_ми µ_вода – вязкости метанола и воды.

          Откуда µ_п.в=29,34/(0,81∙32/0,0086+(1-0,81)∙18/0,0128) = 0,009 мПа∙с.

S=1,15∙10^-3 ∙(14,6∙10^-3  /1,1)^0,295 ∙ ((797-1,1)/0,009∙10^-3  )^0,425=0,77;

е_у=0,159∙(0,052∙40-1,72)/(400^0,95∙0,9²) ∙ (1,4/0,65∙ 0,77)^3,7=0,011 кг жидкости/кг пара.

Нижняя часть  колонны

Средняя вязкость паров µ_п.н.:

М_в/µ_п.н.=у_нМ_м/µ_м + (1-у_н)М_вода/µ_вода ,

где µ_ми µ_вода – вязкости метанола и воды.

          Откуда µ_п.в=23,11/(0,365∙32/0,009+(1-0,365)∙18/0,013) = 0,0106 мПа∙с.

S=1,15∙10^-3 ∙(60,77∙10^-3  /0,82)^0,295 ∙ ((885-0,893)/0,0106∙10^-3  )^0,425=1,24;

е_у=0,159∙(0,052∙40-1,72)/(400^0,95∙0,9²) ∙ (1,88/0,65∙ 1,24)^3,7=0,0055 кг жидкости/кг пара.

 Приближенно определим  средний коэффициент полезного  действия тарелок.

Верхняя часть  колонны

Коэффициент относительной  летучести для средней температуры  в верхней части колонны составляет: α_в=Р_нкк/P_вкк=1183,8/305,5=3,9.

Вязкость жидкости µ_ж.в.:

lgµ_ф.в.=0,635∙lg0,298 + (1-0,635)∙lg 0,392 , откуда µ_ж.в.=0,33 мПа∙с;

α∙µ_ф.в = 3,9∙0,33 =1,27.

По графику[5, с.314; 6, с.63]  находим η_ср.в=0,45.

Нижняя часть  колонны

Коэффициент относительной  летучести для средней температуры  в нижней части колонны составляет: α_н=Р_нкк/P_вкк=2051/566,2=3,6.

Вязкость жидкости µ_ж.н.:

lgµ_ф.н.=0,185∙lg0,25 + (1-0,185)∙lg 0,32 , откуда µ_ж.н.=0,31 мПа∙с;

α∙µ_ж.н = 3,6∙0,31 =1,107.

По графику  находим  η_ср.н=0,48.

Число реальных тарелок в  верхнейn и нижнейm частях колонны составляет:

n=n_т/η_ср.в =2/0,45 =4;

m=m_т/ η_ср.н= 6/0,48 =12,5 ≈13.

Рассчитанные значения гидравлического  сопротивления тарелок ΔР_в=398,3 Па и ΔР_в=601,4 Па незначительно отличаются от принятых вначале расчета (соответственно 350 и 520 Па). Также близки значения рассчитанного (11+13=24) и принятого (11+11=22) числа реальных тарелок в колонне. Поэтому никаких корректировок в расчет колонны вносить не следует.

Высота колонны равна:

Н =h_o+h_{н +}h_т.н. + h_з.п. +h_т.в. +h_в =1,5∙2+2,2+0,4∙(4-2)+0,4∙(13-2)+2∙0,4+1,5=12,7 м.

 

Рис.9. Определение высоты колонны

 

 

Назначение штуцеров:

А – выход паров с  верха колонны в шлемовую трубу; В – ввод флегмы; С – ввод сырья; Е – ввод паров из кипятильника; К – вывод кубовой жидкости в кипятильник колонны.

Расчет штуцеров

Диаметры штуцеров (см. рис.9) рассчитываются по уравнению

d_шт=(V_п/(0,785∙ω_доп))^1/2,

где V_п – объемный расход  потока в трубопроводе, при этом допустимые скорости потоков ω_доп принимаются в соответствии  [1,с.19табл.3].

Плотность жидких продуктов  холодного орошения ρ_х, сырья ρ_сырья, кубового остатка ρ_{куб.ост.} рассчитываются в зависимости от температуры и состава:

1/ρ_х =0,95/745+0,05/992, откуда ρ_х =754,4 кг/м³,

1/ρ_сырья= 0,5/734,3+0,5/971,7, откуда ρ_сырья = 836,5 кг/м³,

1/ρ_{куб.ост.} = 0,02/725+0,98/965 , откуда ρ_{куб.ост.} =958,7 кг/м³.

Плотность паров, поступающих  из кипятильника колонны ρ_п,R, и паров, уходящих с верха колонны ρ_п,D, рассчитываются при соответствующих температурах и давлениях:

ρ_п,R= (0,01∙32+(1-0,01)∙18)∙273∙117,5/(22,4∙(273+99,2)∙101,31)=0,69 кг/м³,

ρ_п,D= (0,95∙32+(1-0,95)∙18)∙273∙113,5/(22,4∙(273+70,9)∙101,31)=1,24 кг/м³.

Диаметр штуцера А для  вывода паров из колонны в дефлегматор 

d_А=(11816,5/(0,785∙3600∙1,24∙25))^1/2=0,44 м.

Принимаем по ГОСТ 12830-67 d_А=500 мм[3, с.218].