Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси метанол–этанол

Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

Введение

1. Технологическая схема и ее описание

2. Технологический расчет ректификационной колонны

2.1 Материальный баланс колонны

2.1.1 Производительность колонны по дистилляту и кубовому остатку

2.1.2 Расчет оптимального флегмового числа

2.2 Физико-химические свойства паровой и жидкой фаз для верха и низа колонны

2.2.1 Средние мольные концентрации жидкости и пара

2.2.2 Средние мольные массы жидкости и пара

2.2.3 Плотности компонентов

2.2.4 Средние вязкости жидкости и пара

2.2.5 Поверхностное натяжение для верха и низа колонны

2.2.6 Массовые и объемные расходы жидкости и пара

2.3 Скорость пара и диаметр колонны

2.4 Общее число единиц переноса

2.5 Высота единиц переноса

2.6 Гидравлическое сопротивление насадки

2.7 Общая высота ректификационной колонны

2.8 Выбор и расчет штуцеров

Заключение

Список используемой литературы



Введение

ректификационный колонна дистиллят жидкость

Для получения продуктов сложного состава, разделения изотопов, выделения индивидуальных веществ широкое применение в промышленности получила ректификация. Этот процесс основан на различной летучести составляющих смесь компонентов, т.е. на различных температурах кипения компонентов при одинаковом давлении. Ректификация заключается в многократном частичном испарении жидкости и конденсации паров. Процесс осуществляется путем контакта потоков пара и жидкости, имеющих различную температуру, и проводится обычно в колонных аппаратах, состоящих из собственно колонны, где осуществляется противоточное контактирование пара и жидкости, и устройств, в которых происходит испарение жидкости и конденсация пара -- куба и дефлегматора.

По конструкции ректификационные колонны подразделяются на насадочные, тарельчатые и роторные. Основным типом колонных аппаратов большой производительности считаются ректификационные колонны с барботажными тарелками, а при необходимости самого малого перепада давления на одну теоретическую ступень разделения или при работе в коррозионной среде - колонны с насадкой.

По способу проведения ректификацию разделяют на периодическую и непрерывную.

При непрерывной - разделяемая смесь непрерывно подается в среднюю часть колонны, дистиллят отбирается из дефлегматора, а обедненный легколетучим компонентом остаток отводится из куба колонны, флегма поступает на орошение в верхнюю часть колонны.

При периодической ректификации в нижнюю часть (куб) колонны, снабженной нагревательным устройством, загружают исходную смесь; образующийся пар поднимается верх и конденсируется в дефлегматоре (холодильнике), часть конденсата (флегмы) возвращается на орошение в верхнюю часть колонны, а оставшаяся жидкость отбирается.

Насадочные колонны получили широкое распространение в химической промышленности благодаря простоте их устройства, дешевизне изготовления и малому гидравлическому сопротивлению при пленочном режиме работы. В насадочных массообменных аппаратах жидкость тонкой пленкой покрывает насадку и стекает по ней, при этом поверхность контакта с газообразной фазой определяется поверхностью насадки, свойствами жидкости и гидродинамическим режимом.

Недостатком работы насадочной колонны является неравномерность распределения пара и жидкости по поперечному сечению, что приводит к - неодинаковой эффективности различных ее частей и низкой эффективности работы всей колонны в целом. Значительное увеличение эффективности аппарата достигается применением насадки, частично погруженной в жидкость: газ при этом в виде пузырьков барботируется через слой жидкости.

В отдельных случаях применяют подвижные насадки, которые приводят в колебательное движение восходящим потоком газа, при этом допускаются высокие скорости движения фаз, а поверхность межфазного контакта превышает поверхность насадочных элементов. Эффективность тепло- и массообмена в значительной мере зависит от равномерности распределения жидкости в объеме насадки. Эта задача решается применением специальных оросителей, распределяющих жидкость по верхнему сечению насадки, и использованием материалов (металлических сеток, армированной стеклоткани), обеспечивающих растекание жидкости по поверхности насадки под действием капиллярных сил.

Насадки загружают в аппараты навалом на опорные решетки (нерегулярные насадки), укладывают в определенном порядке или монтируют в жесткую структуру (регулярные насадки). Изготавливают насадки из дерева, металла, стекла, керамики, пластмасс. Элементы нерегулярных насадок выполняют в виде колец, спиралей, роликов, шаров, седел и т.д. Наиболее распространены кольца Рашига, размеры которых обычно составляют 50 мм. Для повышения смачиваемости насадки и пропускной способности аппарата стенки колец иногда снабжают продольными или поперечными канавками или прорезями.

Для отвода жидкости из насадочной колонны применяют две схемы: в первой схеме (обычные насадочные колонны) жидкость стекает по насадке и отводится из нижней части колонны; во второй схеме (эмульгационные колонны) жидкость отводится через переливную трубу.

В данном курсовом проекте производится расчет обычной ректификационной насадочной колонны для разделения бинарной смеси - метанол - этанол при атмосферном давлении, с насыпной насадкой из колец Рашига.



1. Технологическая схема и ее описание

Технологическая схема ректификационной установки представлена на рис. 1. Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 4, где состав жидкости равен составу исходной смеси Х_F.

Рис. 1 Технологическая схема ректификационной установки

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 5. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка Х_w, т.е. обеднен легколетучим компонентом. 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_D, получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8.

Из кубовой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11.

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).



2. Технологический расчет ректификационной колонны

Расчет ректификационной колонны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Обе эти величины в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа и размеров насадок.

В ректификационных колоннах, работающих при атмосферном давлении, для разделения агрессивных жидкостей, а также в случаях, когда не требуется частая чистка аппарата, обычно применяются кольца Рашига. Для данного случая примем насадку из керамических колец Рашига размером 50Ч50Ч5 мм. Удельная поверхность насадки а = 87,5 м²/м³, свободный объем ? = 0,785 м³/м³. Выберем турбулентный режим работы.

2.1 Материальный баланс колонны

2.1.1 Производительность колонны по дистилляту и кубовом остатку

Требуется разделить бинарную смесь метанол - этанол.

Температуры кипения метанола и этанола равны 64,7 ⁰С и 78,3 ⁰С соответственно.

Молярная масса метанола и этанола равна

_мет = 32,04 кг/кмоль и М_эт = 46,1 кг/кмоль соответственно.

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

Исходная смесь:

x_F = (_F / М_мет) / (_F / M_мет+ (100 -_F) / M_эт),

где М_мет и М_эт -- мольные массы метанола и этанола соответственно, кг/кмоль.

x_F = (36 / 32) / (36 / 32 + (100 ? 36) / 46,1) = 0,448 мол. дол.

Дистиллят:

x_D = (_D / М_мет) / (_D / M_мет + (100 - _D) / M_эт),

x_D = (91 / 32) / (91 / 32 + (100 ? 91) / 46,1) = 0,936 мол. дол.

Кубовый остаток:

x_W = ( _W / М_мет) / (_W / M_мет + (100 - _W) / M_эт),

x_W = (5 / 32) / (5 / 32 + (100 ? 5) / 46,1) = 0,071 мол. дол.,

где _F, _P, _W - массовые концентрации легколетучего компонента (метанола).

Молярная масса исходной смеси:

M_F = х_F·M_мет + (1 - x_F)·М_эт,

M_F = 0,448·32+(1 - 0,448)·46,1 = 39,78 кг/кмоль.

Мольный секундный расход исходной смеси:

F = / 3600· M_F = 29000 / 3600·39,78 = 0,203 кмоль/с.

Расход дистиллята можно выразить из уравнения материального баланса:

F· x_F = D·x_D + W·x_W,

Откуда:

D = (F·x_F - W·x_W) / x_D,

D = (0,203·0,448 - W·0,071) / 0,936,

Подставим в выражение F = W + D, получим:

0,203 = W + ((0,203·0,448 - W·0,071) / 0,936,

W = 0,115 кмоль/с;

D = 0,203 - 0,115 = 0,088 кмоль/с.

2.1.2 Расчет оптимального флегмового числа

Строим диаграмму равновесия между паром и жидкостью в системе метанол-этанол (рис. 2), используя данные по равновесию (таблица 1).

Таблица 1

равновесные данные системы метанол - этанол

х, мол. %	0	5	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
у, мол. %	0	7,4	14,3	27,1	39,6	51,5	62,6	72,3	79,8	86,6	93,2	100
t, 0С	78,3	77,2	76,5	75	73,6	72,2	70,8	69,4	68,2	66,9	65,9	64,9



Рис. 2 Кривая равновесия и положение рабочей линии при R_min = 3,07 и b_макс = 0,23

b_макс = 0,23 (из рис. 2),

R_min = (x_D / b_макс) - 1= (0,936 / 0,23) - 1 = 3,07.

Определим рабочее флегмовое число:

R = в·R_min,

где в - коэффициент избытка флегмы (берем произвольно);

при в₁ = 1,1, тогда R₁ = 1,1·3,07 = 3,38,

b₁ = x_D / (R₁ + 1) = 0,936 / (3,38 + 1) = 0,21;

при в₂ = 1,3, тогда R₂ = 1,3·3,07 = 3,99,

b₂ = x_D / (R₂ + 1) = 0,936 / (3,99 + 1) = 0,19;

при в₃ = 1,5, тогда R₃ = 1,5·3,07 = 4,61,

b₃ = x_D / (R₃ + 1) = 0,936 / (4,61 + 1) = 0,17;

при в₄ = 2, тогда R₄ = 2·3,07 = 6,14,

b₄ = x_D / (R₄ + 1) = 0,936 / (6,14 + 1) = 0,13;

при в₅ = 2,5, тогда R₅ = 2,5·3,07 = 7,68,

b₅ = x_D / (R₅ + 1) = 0,936 / (7,68 + 1) = 0,11;

Построим диаграмму равновесия x - y. На диаграмме отложим значения b, затем построим рабочие линии укрепляющей и исчерпывающей части колонны и нанесем линии, обозначающие теоретические тарелки. По количеству пиков, определим число теоретических тарелок n_тc (рис. 3).

Таблица 2

Число теоретических ступеней при разных коэффициентах избытка флегмы

Коэффициент избытка флемы	1,1	1,3	1,5	2	2,5
Флегмовое число R	3,38	3,99	4,61	6,14	7,68
Отрезок b на оси ординат	0,21	0,19	0,17	0,13	0,11
Расход жидкости в верхней части Lв = DR, кмоль/с	0,297	0,35	0,41	0,54	0,676
Расход жидкости в верхней части Lн = Lв + F, кмоль/с	0,5	0,55	0,61	0,74	0,88
Расход пара G = D(R + 1), кмоль/с	0,385	0,44	0,494	0,63	0,76
Число теоретических ступеней в верхней части nтcв	14	12	10	9	8
Число теоретических ступеней в нижней части nтcн	21	16	13	10	9
Общее число теоретических ступеней nтc	35	28	23	19	17
nтc·(R+1)	153,3	139,72	129,03	135,66	147,56

где n_тc·(R+1) - минимальное произведение, пропорциональное объему ректификационной колонны (n_тс- число ступеней изменения концентраций, а (R+1) - расход паров).

Мольный расход жидкости в верхней и нижней части колонны при оптимальном флегмовом числе:

L_в = D·R = 0,088·4,61 = 0,406 кмоль/с;

L_н = L_в + F = 0,406 + 0,203 = 0,609 кмоль/с.

Мольный расход пара в колонне:

G = D(R + 1) = 0,088·(4,61 + 1) = 0,494 кмоль/с.

Рис. 3 Определение числа теоретических ступеней при b₁ = 0,21 (R₁ = 3,38)

Рис. 4 Определение числа теоретических ступеней при b₂ = 0,19 (R₂ = 3,99)

Рис. 5 Определение числа теоретических ступеней при b₃ = 0,17 (R₃ = 4,61)

Рис. 6 Определение числа теоретических ступеней при b₄ = 0,13 (R₄ = 6,14)



Рис. 7 Определение числа теоретических ступеней при b₅ = 0,11 (R₅ = 7,68)

По данным табл. 2 построим график зависимости:

Рис. 8 Определение оптимального флегмового числа (R = 4,7)

График (рис. 8), построенный на основе данных (табл. 2), показывает, что минимальный объем колонны будет иметь место при R ? 4,61. Примем это флегмовое число для дальнейших расчетов и соответствующее ему число теоретических ступеней.

2.2 Физико-химические свойства паровой и жидкой фаз для верха и низа колонны

2.2.1 Средние мольные концентрации жидкости и пара

Средние концентрации паров и их температуры (по t-x, y диаграмме) (рис. 8):

y_F = 0,537; y_D = 0,936; y_W = 0,071 (рис. 4).

у_ср.в = (y_F + y_D) / 2,

у_ср.в = (0,537 + 0,936) / 2 = 0,737 t_ср.в = 69° С.

у_ср.н = (y_F + y_W) / 2,

у_ср.н = (0,537 + 0,071) / 2 = 0,304 t_ср.н = 74,5° С.

Средние концентрации жидкости и их температуры (по t-x, y диаграмме) (рис. 8):

х_ср.в = (х_F + x_D) / 2,

х_ср.в = (0,448 + 0,936) / 2 = 0,692 t_ср.в = 68

х_ср.н = (х_F + x_W) / 2,

х_ср.н = (0,448 + 0,071) / 2 = 0,26 t_ср.н = 74.



2.2.2 Средние мольные массы жидкости и пара

Средние молярные массы паров:

М_п = у_ср·М_мет + (1 - у_ср)·М_эт,

М_пв = 0,737·32 + 0,263·46,1 = 35,71 кг/кмоль.

Аналогично для М_пн:

М_пн = 0,304·32 + 0,696·46,1 = 41,81 кг/кмоль.

Средние молярные массы жидкости:

М_ж = х_ср·М_мет + (1 - х_ср)·М_эт,

М_жв = 0,692·32 + 0,308·46,1 = 36,34 кг/кмоль.

Аналогично для М_жн:

М_жн = 0,26·32 + 0,74·46,1 = 42,43 кг/кмоль.

Рис. 9 t - х,у -диаграмма системы метанол - этанол. 1 - линия пара, 2 - линия жидкости

2.2.3 Плотности компонентов

Пересчет мольных концентраций в массовые:

_в = (х_в·М_мет) / М_жв = (0,692·32) / 36,34 = 0,609;

_н = (х_н·М_мет) / М_жн = (0,26·32) / 42,43 = 0,196.

Плотность жидкости в верхней части колонны:

с_жв = 1/ ( _в / с_мет + (1 - _в) / с_эт) = 1/ (0,609 / 748 + 0,391 / 746,4) = 747,37 кг/м³,

где с_мет = 748 кг/м³ и с_эт = 746,4 кг/м³ - плотности метанола и этанола при t = 68 ⁰С;

в нижней части колонны:

с_жн = 1/ (_н / с_мет + (1 - _н) / с_эт) = 1/ (0,196 / 742 + 0,804 / 740,7) = 740,95 кг/м³,

где с_мет = 742 кг/м³ и с_эт = 740,7 кг/м³ - плотности метанола и этанола при t = 74 ⁰С.

Плотность паров в верхней части колонны:

с_пв = М_пв·Т₀ / (22,4·Т_ср.в), при t = 69 ⁰С,

с_пв = 35,71·273 / (22,4·342) = 1,273 кг/м³;

в нижней части колонны:

с_пн = М_пн·Т₀ / (22,4·Т_ср.н), при t = 74,5 ⁰С,

с_пн = 41,81·273 / (22,4·347,5) = 1,466 кг/м³.



2.2.4 Средние вязкости жидкости и пара

Средняя вязкость жидкости в верхней части колонны:

lg м_жв = x_ср.в·lg м_мет + (1- x_ср.в)·lg м_эт,

где м_мет = 3,26·10^-4 Па·с и м_эт = 5,3·10^-4 Па·с - вязкости метанола и этанола при t = 68 ⁰С,

lg м_жв = 0,692· lg 3,26·10^-4 + 0,308· lg 5,3·10^-4,

м_жв = 3,78·10^-4 Па·с;

в нижней части колонны:

lg м_жн = x_ср.н·lg м_мет + (1- x_ср.н)·lg м_эт,

где м_мет = 3,08·10^-4 Па·с и м_эт = 4,85·10^-4 Па·с - вязкости метанола и этанола при t = 74 ⁰С,

lg м_жн = 0,26· lg 3,08·10^-4 + 0,74· lg 4,75·10^-4,

м_жн = 4,25·10^-4 Па·с.

Средняя вязкость пара в верхней части колонны:

+ ,

где м_мет = 1,12·10^-5 Па·с и м_эт = 1·10^-5 Па·с - вязкости метанола и этанола при t = 69 ⁰С,

+ ,

= 1,08·10^-5 Па·с;

в нижней части колонны:



+ ,

где м_мет = 1,14·10^-5 Па·с и м_эт = 1,05·10^-5 Па·с - вязкости метанола и этанола при t = 74,5 ⁰С,

+ ,

= 1,07·10^-5 Па·с;

2.2.5 Поверхностное натяжение для верха и низа колонны

Для верха колонны:

где ??_мет и ??_эт - поверхностные натяжения метанола и этанола соответственно при

t_{ср в} = 68 ⁰С, ??_мет = 18,6·10^-3 Н/м, ??_эт = 18,3·10^-3 Н/м.

Для низа колонны:

где ??_мет и ??_эт - поверхностные натяжения метанола и этанола соответственно при t_{ср н} = 74 ⁰С, ??_мет = 18,1·10^-3 Н/м, ??_эт = 17,8·10^-3 Н/м.



2.2.6 Массовые и объемные расходы жидкости и пара

Средние массовые расходы жидкости в верхней и нижней части колонны:

_в = L_в·М_жв = 0,406·36,34 = 14,75 кг/с;

_н = L_н·М_жн = 0,609·42,43 = 25,84 кг/с.

Средние массовые расходы пара в верхней и нижней части колонны:

_в = G·M_пв = 0,494·35,71 = 17,64 кг/с;

_н = G·M_пн = 0,494·41,81 = 20,65 кг/с.

Средние объемные расходы жидкости в верхней и нижней части колонны:

V_жв = _в / с_жв = 14,75 / 747,37 = 1,97·10^-2 м³/с;

V_жн = _н / с_жн = 25,84 / 740,95 = 3,49·10^-2 м³/с.

Средние объемные расходы пара в верхней и нижней части колонны:

V_пн =_в / с_пв = 17,64 / 1,273 = 13,86 м³/с;

V_пн =_н / с_пн = 20,65 / 1,466 = 14,09 м³/с.

Результаты расчетов представлены в таблице 3

Наименование потока	Размерность параметра
	L, G, кмоль/с	Мср, кг/кмоль	сср, кг/м3	,, кг/с	V, м3/с
Жидкость в верхней части колонны	0,406	36,34	747,37	14,75	1,97·10-2
Жидкость в нижней части колонны	0,609	42,43	740,95	25,84	3,49·10-2
Пар в верхней части колонны	0,494	35,71	1,273	17,64	13,86
Пар в нижней части колонны	0,494	41,81	1,466	20,65	14,09

2.3 Скорость пара и диаметр колонны

Предельную скорость пара ?_з, при которой происходит захлебывание колонны, определим по формуле:

lg = А - 1,75··,

где для парожидкостных систем А = - 0,125.

Для верхней части колонны:

lg =

= - 0,125 - 1,75··,

Откуда = 4,91 м/с.

Для нижней части колонны:

lg =

= - 0,125 - 1,75··,

Откуда = 3,33 м/с.

Так как режим работы турбулентный, тогда скорость пара в верхней части колонны:

= 0,85·= 0,85·4,91 = 4,17 м/с.

Скорость пара в нижней части колонны:

= 0,85·= 0,85·3,33 = 2,83 м/с.

Тогда диаметр верхней части колонны будет равен:

D_в = = 2,05 м,

нижней части колонны:

D_н = = 2,52 м.

После определения диаметра колонны, уточним его в соответствии с имеющимися нормалями. Принимаем диаметр колонны D = 2,6 м, тогда действительная скорость пара составит:

В верхней части колонны:

= = 2,61 м/с.

В нижней части колонны:

= = = 2,66 м/с.



2.4 Общее число единиц переноса

N_ог определим путем графического интегрирования. Разобьем интервал концентраций от х_W = 0,071 мол. дол. до х_D = 0,936 мол. дол. Для каждого значения х определим по рис. 5 значение рабочей у и равновесной у* концентраций и вычислим величину 1 / (у* - у).

Таблица 4

Результаты определения чисел единиц переноса

Концентрации, мол. дол.	у* - у	1 / (у* - у)	Nог
х	у	у*
0,071	0,071	0,102	0,031	32,26	11,14
0,08	0,081	0,115	0,034	29,41
0,09	0,095	0,129	0,034	29,41
0,1	0,107	0,142	0,035	28,57
0,15	0,167	0,207	0,04	25
0,2	0,229	0,27	0,041	24,39
0,25	0,29	0,333	0,043	23,26
0,3	0,352	0,394	0,042	23,81
0,35	0,415	0,456	0,041	24,39
0,4	0,476	0,514	0,038	26,32
0,45	0,538	0,571	0,033	30,3
0,5	0,578	0,625	0,047	21,28	9,07
0,55	0,62	0,676	0,056	17,86
0,6	0,659	0,723	0,064	15,63
0,65	0,7	0,761	0,061	16,39
0,7	0,742	0,797	0,055	18,18
0,75	0,783	0,831	0,048	20,83
0,8	0,824	0,865	0,041	24,39
0,85	0,865	0,898	0,033	30,3
0,9	0,906	0,931	0,025	40
0,936	0,936	0,955	0,019	52,63

Далее построим график зависимости 1/(у* - у) от у (рис. 10).

Масштаб одной клетки выбираем:



1/(у* - у)·?У = 1·0,01= 0,01.

По графику число клеток для нижней части колонны 1098. Число единиц переноса в нижней части колонны:

N_{ог н} = 1098·0,01 = 10,98.

Для верхней части колонны число клеток 898. Число единиц переноса в верхней части колонны:

N_{ог в} = 898·0,01 = 8,98.

Рис. 10 К определению числа единиц переноса



2.5 Высота единиц переноса

Плотность орошения верхней части колонны:

U_в = 4V_жв / р·D² = 4·1,97·10^-2 / 3,14·6,76 = 3,7·10^-3 м³/м²с;

Плотность орошения в нижней части колонны:

U_н = 4V_жн / р·D² = 4·3,49·10^-2 / 3,14·6,76 = 6,6·10^-3 м³/м²с.

Принимаем высоту слоя насадки равной Н_сл = 3 м.

Высота единицы переноса в паровой фазе для верхней части колонны:

h_пв = ,

где D_пв = - коэффициент диффузии пара в верхней части колонны,

_мет = 14,8·1 + 4·3,7 + 1·7,4 = 37 - удельный объем метанола;

_эт = 14,8·2 + 6·3,7 + 1·7,4= 59,2 - удельный объем этанола;

D_пв = = 1,23·10^-5,

при Т = 273 + 69 = 342 К - температура пара в верхней части колонны.

= 207 - зависимость от отношения рабочей скорости пара в колонне к скорости захлебывания.

h_пв= =

= 2,88 м.

Высота единицы переноса в паровой фазе для нижней части колонны:

h_пн = ,

где D_пн = - коэффициент диффузии пара в верхней части колонны,

D_пн = = 1,26·10^-5,

при Т = 273 + 74,5 = 347,5 К - температура пара в верхней части колонны.

= 214 - зависимость от отношения рабочей скорости пара в колонне к скорости захлебывания.

h_пн= = = 1,86 м.

Высота единицы переноса в жидкой фазе для верхней части колонны:

h_жв = 0,258·Ф_в·с_в·(м_жв / с_жв·D_жв)^0,5·,

где D_вж = - коэффициент диффузии жидкости для верхней части колонны,

где м_мет = 3,26·10^-4 Па·с и м_эт = 5,3·10^-4 Па·с - вязкости метанола и этанола при t = 68 ⁰С,

= 1,5 - фактор ассоциации молекул растворителя (этанол),

= 1,9 - фактор ассоциации молекул растворителя (метанол).

= 7,4·10^-15· ·Т_в / (м_эт·,

= 7,4·10^-15· ·341 / (5,3·10^-4·37^0,6 = 4,54·10^-9.

= 7,4·10^-15· ·Т_в / (м_мет·,

= 7,4·10^-15· ·341 / (3,26·10^-4·59,2^0,6 = 5,22·10^-9.

D_жв = = 5·10^-9.

L_sв = L_в / (0,785·D²) = 14,75·3600 / (0,785·6,76) = 10⁴ кг/(м²·ч) - массовая плотность орошения,

Ф_в = 0,063 - зависимость от массовой плотности орошения.

с_в = 0,86 - зависимость от отношения рабочей скорости пара к предельной.

h_жв = 0,258·0,063·0,86·(3,78·10^-4 / 747,37·5·10^-9)^0,5·3^0,15 = 0,17 м.

Высота единицы переноса в жидкой фазе для нижней части колонны:

h_жн = 0,258·Ф_н·с_н·(м_жн / с_жн·D_жн)^0,5·,

где D_жн = - коэффициент диффузии жидкости для верхней части колонны,

где м_мет = 3,08·10^-4 Па·с и м_эт = 4,85·10^-4 Па·с - вязкости метанола и этанола при t = 74 ⁰С,

= 7,4·10^-15· ·Т_н / (м_эт·,

= 7,4·10^-15· ·347 / (4,85·10^-4·37^0,6 = 5,04·10^-9.

= 7,4·10^-15· ·Т_н / (м_мет·,

= 7,4·10^-15· ·347 / (3,08·10^-4·59,2^0,6 = 5,62·10^-9.

D_жн = = 5,25·10^-9.

L_sн = L_н / (0,785·D²) = 25,84·3600 / (0,785·6,76) = 1,75·10⁴ кг/(м²·ч) - массовая плотность орошения,

Ф_н = 0,072 - зависимость от массовой плотности орошения.

с_н = 0,53 - зависимость от отношения рабочей скорости пара к предельной.

h_жн = 0,258·0,072·0,53·(4,25·10^-4 / 740,95·5,25·10^-9)^0,5·3^0,15 = 0,12 м.

Средние значения тангенсов углов наклона линии равновесия для верхней и нижней частей колонны определим по рис. 1: m_в = 0,51, m_н = 0,9.

Общее число единиц переноса для верхней части колонны:

h_{ог в} = h_пв + m_в··h_жв = 2,88 + 0,51··0,17 = 2,99 м;

для нижней части:

h_{ог н} = h_пн + m_н··h_жн = 1,86 + 0,91··0,12 = 1,95 м.

Высота насадки в верхней части колонны:

Н_в = h_{ог в}·N_{ог в} = 2,99·8,98 = 26,85 м;

в нижней части колонны:

Н_н = h_{ог н}·N_{ог н} = 1,95·10,98 = 21,41 м.

2.6 Гидравлическое сопротивление насадки

Гидравлическое сопротивление сухой насадки:

?Р = л··.

Диаметр эквивалентный:

d_э = 4·? / а = 4·0,785 / 87,5 = 0,0359 м.

Критерий Рейнольдса для верхней части колонны:

Re_в = ?_кв·d_э·с_пв / м_пв·? = 2,61·0,0359·1,273 / 1,08·10^-5·0,785 = 14069,22;

Коэффициент трения:

л_в = 16 / = 16 / 14069,22^0,2 = 2,37

Сопротивление сухой насадки в верхней части колонны:

?Р_{с в} = л_в·· = 2,37·· = 12472,77 Па.

Критерий Рейнольдса для нижней части колонны:

Re_н = ?_кн·d_э·с_пн / м_пн·? = 2,66·0,0359·1,466 / 1,07·10^-5·0,785 = 16666,97;

Коэффициент трения:

л_н = 16 / = 16 / 16666,97^0,2 = 2,29

...