Расчет колонны выделения фракции 120-128 Санкт-Петербургский государственный технологический институт (Технический университет) Кафедра технологии Факультет химической технологии нефтехимических и органических веществ и углехимических производств полимерных материалов Курс 5 Группа 443 Тема: «Расчет колонны выделения фракции 120-128» Студент Николаев Ю.В. Личная подпись Руководитель Пекаревский Б.В. Личная подпись Оценка Подпись руководителя Санкт–Петербург 2008 г. Содержание Исходные данные для расчета 1. Определение физико-химических свойств компонентов питания 2. Состав и расходы компонентов питания 3. Состав и расходы компонентов дистиллята 4. Состав и расходы компонентов остатка 5. Расчет мольной доли отгона. Определение составов паровой и жидкой фаз двухфазного питания 6. Определение температур верха и низа колонны 7. Определение флегмового числа 8. Тепловой баланс ректификационной колонны 9. Расчет величин внутренних потоков жидкости и пара в колонне Предварительный расчет диаметра колонны для укрепляющей секции Предварительный расчет диаметра колонны для отгонной секции Литература Исходные данные Производительность колонны по сырью: F=214480 Температура ввода сырья: tF=180 ºC Давление в секции питания: PF=0,25 МПа Давление наверху колонны: РВ=0,22 МПа Давление внизу колонны: РН=0,28 МПа Состав сырья: Фракция XF 102 – 120 0,18 Легко кипящий компонент 120 – 124 0,05 Тяжело кипящий компонент 124 – 128 0,05 128 – 150 0,295 150 – 179 0,425 Содержание легко кипящего компонента в дистилляте: yD=0,16 Содержание легко кипящего компонента в кубовом остатке: xW=0,016 1. Определение физико-химических свойств компонентов питания Фракция tср, ºC d20i кг/м³ ai d15i кг/м³ Kw Mi, кг/кмоль xFi xFi' 102-120 111,0 0,746 9,003* 10^-4 0,751 11,77 106,30 0,180 0,209 120-124 122,0 0,755 9,002* 10^-4 0,760 11,74 112,02 0,050 0,055 124-128 126,0 0,758 9,0015* 10^-4 0,763 11,73 114,25 0,050 0,054 128-150 139,0 0,768 9,000* 10^-4 0,773 11,71 121,60 0,295 0,299 150-179 164,5 0,785 8,998* 10^-4 0,790 11,69 137,03 0,425 0,383 1.1. Определяем относительную плотность компонентов при 20 ºC. 1.2. Определяем относительную плотность компонентов при 15 ºC. где а – температурная поправка 1.3. Рассчитываем величину характеризующего фактора. Рассчитываем молекулярные массы узких фракций (по уравнению Войнова). 1.4. Определяем среднюю молекулярную массу питания MF=123,38 кг/кмоль 1.5. Определяем мольные доли компонентов питания Состав и расходы компонентов питания Фракция xFi xFi' fi, кг/час fi', кмоль/час 102-120 0,180 0,209 38606,4 363,33 120-124 0,050 0,055 10724,0 95,61 124-128 0,050 0,054 10724,0 93,87 128-150 0,295 0,299 63271,6 519,78 150-179 0,425 0,383 91154,0 665,81 Сумма 1 1 214480 1738,40 1.6. Определяем мольный расход питания F'=F/MF=1738,4 кмоль/час 1.7. Рассчитываем массовые и мольные расходы компонентов питания 1.8. 1.9. Определяем относительную плотность d15F=0,724+5*8,997*10^-4=0,799 кг/м³ tF=180 ºC => d20iF=0,794 кг/м³ 3. Состав и расходы компонентов дистиллята 3.1 Определяем массовый расход дистиллята D=50641,1 кг/час 3.2 Определяем расход легкого ключевого компонента в дистилляте d120-124=D*yD=50641,1*0,16=8102,6 кг/час Фракция yDi yDi' d, кг/час d', кмоль/час 102-120 0,762 0,772 38606,4 363,33 120-124 0,160 0,154 8102,6 72,33 124-128 0,078 0,074 3932,1* 34,42 128-150 0 0 0 0 150-179 0 0 0 0 Сумма 1 1 50641,1 470,1 3.3. Определяем расход тяжелого ключевого компонента в дистилляте d(124-128)=50641,1 – (38606,4 + 8102,6)=3932,1 Если в дистилляте присутствуют компоненты более легкие, чем ЛКК, то: 1) их расходы в дистилляте численно равны их расходам в питании 2) суммы их расходов необходимо вычитать из общего расхода дистиллята при определении d ТКК. 3.4. Определяем массовую долю ТКК в дистилляте. yDткк=dткк/D=3932,1/50641,1=0,078 3.5 Определяем мольные расходы компонентов дистиллята. di' = di / Mi Найдем суммарный мольный расход дистиллята D'=Σdi'=470,10 кмоль/час 3.6. Определяем среднюю молекулярную массу дистиллята. MD=D/D'=50641,1/470,1=107,72 кг/кмоль 3.7. Определяем относительную плотность d15=0,753 кг/м³ 3.8. Определяем мольные доли компонентов дистиллята yD'=( yDi*MD)/Mi 4. Состав и расходы компонентов остатка Фракция xWi xWi' Wi, кг/час Wi', кмоль/час 102-120 0 0 0 0 120-124 0,016 0,018 2621,4 23,28 124-128 0,042 0,047 6791,9 59,45 128-150 0,386 0,410 63271,6 519,78 150-179 0,556 0,525 91154 665,81 Cумма 1 1 163838,9 1268,3 4.1. Определяем расходы компонентов в кубовом остатке и массовый и мольный расход в остатке в целом Wi=fi – di Wi'=fi' – di' W=F – D W'=F' – D' W=214480 – 50641,1 = 163838,9 кг/час W'=1738,4 – 470,1 = 1268,3 кмоль/час 4.2. Определяем массовые и мольные доли xWi = Wi / W xWi ' = Wi ' / W' 4.3. Определяем относительную плотность и среднюю молекулярную массу кубового остатка d15W = 0,782 кг/м³ MW = W/W'=129,2 кг/кмоль 5. Расчет мольной доли отгона. Определение составов паровой и жидкой фаз двухфазного питания 5.1. Рассчитываем величину вспомогательной функции f(Ti)=f(180+273)=3.96 5.2. Рассчитываем значение давления насыщенных паров узких фракций по формуле Ашворта Фракция xFi' f(Ti) Pi,МПа KPi S e'=0,3 e'=0,4 e'=0,5 102-120 0,209 5,32 0,478 1,91 0,164 0,153 0,144 120-124 0,055 5,06 0,378 1,51 0,048 0,046 0,044 124-128 0,054 4,97 0,347 1,39 0,048 0,047 0,045 128-150 0,299 4,70 0,262 1,05 0,295 0,293 0,292 150-179 0,383 4,22 0,147 0,59 0,437 0,458 0,482 Σ 0,992 Σ 0,997 Σ 1,007 5.3. Рассчитаем константу фазового равновесия. KPi=Pi/PF PF = 0,25 МПа 5.4. Определяем мольную долю отгона по формуле Трегубова Фракция XFi' XFi Xi' Xi yi' yi 102-120 0,209 0,180 0,150 0,127 0,287 0,253 120-124 0,055 0,050 0,045 0,040 0,068 0,063 124-128 0,054 0,050 0,046 0,042 0,064 0,061 128-150 0,299 0,295 0,293 0,283 0,308 0,311 150-179 0,383 0,425 0,466 0,508 0,275 0,313 5.5. Определяем мольные доли компонентов в жидкой фазе питания 5.6. Рассчитываем мольные доли компонентов в паровой фазе питания yi'=Kpi * Xi' 5.7. Определяем средние молекулярные массы жидкой и паровой фаз Mx= Σ Xi'*Mi Mx=125,73 кг/кмоль My= Σ yi'*Mi My=120,57 кг/кмоль 5.8. Определяем относительную плотность d15x= Σ Xi'* d15i = 0,777 кг/м³ d15y= 0,771 кг/м³ 5.9 Определяем массовые доли xi и yi 5.10. Определяем массовую долю отгона e = e'*(My/MF) = 0,435 * (120,57/123,38) = 0,425 6. Определение температуры продуктов в верхнем и нижнем сечении колонны Давление насыщенных паров узких нефтяных фракций при умеренных давлениях в системе может быть рассчитано по уравнению Ашворта: Значения вспомогательной функции от рабочей температуры f(Ti) и средних температур выкипания узких фракций f(Tср i) определяются из соотношения: Константы фазового равновесия компонентов: KPi = P0 i / P Температуры верха и низа колонны определяются как корни уравнений численным методом Ньютона – Рафсона: g (T) = ∑ (yDi / Ki ,в ) – 1 = 0, g (T) = ∑ (Ki ,н ×xi ) – 1 = 0 Итерационная формула для определения улучшенного значения корня выглядит следующим образом: T( r +1) = T( r ) - g (T( r ) )/ g' (T( r ) ), где r – номер итерации. Для упрощения расчетов примем: g' (T) ≈ [g(T+∆T) – g(T)] / ∆T, ∆T = 0,001×Т В качестве начального приближения примем значение температуры в секции питания (120 ºС). 6.1. Температура верха колонны Из условия: Pв = 0,22 МПа Фракция f(Ti ) yDi ' r = 1, T( r ) = 180 °С r = 2, T( r ) = 118,59°С Pi , МПа KPi yDi '/ KPi T( r +1) KPi yDi '/ KPi T( r +1) 102-120 5,32 0,72 0,478 2,17 0,3311 0,56 1,2762 120-124 5,06 0,154 0,379 1,72 0,085 0,42 0,3674 124-128 4,97 0,074 0,347 1,58 0,0469 0,38 0,197 Σ0,4675 118,59°С 1,8406 135,94 °С Фракция r = 3, T( r ) = 135,94 °С r = 4, T( r ) = 142,6 °С KPi yDi '/ KPi T( r +1) KPi yDi '/ KPi T( r +1) 102-120 0,87 0,8294 1,01 0,7109 120-124 0,66 0,2343 0,77 0,1994 124-128 0,59 0,1248 0,70 0,1059 1,1885 142,6°С 1,0163 143,296°С Фракция r = 4, T( r ) = 143,296 °С KPi yDi '/ KPi T( r +1) 102-120 1,03 0,6998 120-124 0,79 0,1961 124-128 0,71 0,1042 1,0001 143,3°С Результаты расчетов tB = 143,3°С ; f(143,3+273) = 4,611 Фракция f(Ti ) yDi ' Pi , МПа KPi yDi '/ KPi 102-120 5,32 0,72 0,226 1,03 0,7 120-124 5,06 0,154 0,173 0,79 0,196 124-128 4,97 0,074 0,156 0,71 0,104 ∑ 1 1 6.2. Температура низа колонны Из условия Pн = 0,28 МПа Фракция f(Ti) xWi' r = 1, T( r ) = 180 °С r = 2, T( r ) = 196,24 °С Pi, МПа Kpi xWi'* Kpi T( r +1) Kpi xWi'* Kpi T( r +1) 120-124 5,06 0,018 0,379 1,35 0,024 2,84 0,0512 124-128 4,97 0,047 0,346 1,24 0,058 2,64 0,1241 128-150 4,70 0,410 0,262 0,94 0,384 2,08 0,8538 150-179 4,22 0,525 0,147 0,52 0,275 1,27 0,6656 ∑ 0,742 196,24 1,69 199,3 r = 3, T( r ) = 199,3 °С r = 1, T( r ) = 194,71 °С r = 1, T( r ) = 194,53°С Kpi xWi'* Kpi T( r +1) Kpi xWi'* Kpi T( r +1) Kpi xWi'* Kpi T( r +1) 1,92 0,0346 1,77 0,0319 1,77 0,0318 1,78 0, 834 1,64 0,0769 1,63 0,0766 1,37 0,5613 1,26 0,5147 1,25 0,5130 0,8 0,4181 0,72 0,3799 0,72 0,3785 ∑ 1,097 194,71 1,0034 194,53 1 194,53 Результаты расчетов TН = 194,5°С ; f(194,5+273) = 3,737 Фракция f(Ti ) xWi' Pi , МПа KPi xWi'*KPi 120-124 5,06 0,018 0,495 1,77 0,032 124-128 4,97 0,047 0,456 1,63 0,07 128-150 4,70 0,410 0,350 1,25 0,513 150-179 4,22 0,525 0,202 0,72 0,379 ∑ 1 1 7. Определение флегмового числа Рн = 0,28 МПа Рв = 0,22 МПа РF = 0,25 МПа tн = 194,5 ºC tв = 143,3 ºC tF = 180 ºC 7.1 Определяем значения коэффициентов относительной летучести Фракция αiв αiн αiF αi 102-120 3,81 3,06 3,24 3,36 120-124 2,95 2,45 2,56 2,65 124-128 2,68 2,26 2,36 2,43 128-150 1,96 1,73 1,78 1,82 150-179 1 1 1 1 Находим среднее геометрическое значение коэффициентов относительной летучести 7.2. Определяем значения вспомогательного параметра уравнения Андервуда Σ αi* XFi' / (αi - θ) = e' Корень уравнения будем оттискивать на участке 2,65< θ <2,43 Зададимся значениями θ: 2, 3. И найдем при этих значениях величину Σ αi* XFi' / (αi - θ) = e' e'(2) = 0,516 + 0,224 + 0,305 – 3,023 – 0,383 = - 2,36. e'(3) = 1,951 – 0,416 – 0,23 – 0,461 – 0,192 = 0,65 θ = 2,94 7.3. Определяем минимальное флегмовое число Rmin = 6,176 – 1,407 – 0,353 – 1 = 3,42 7.4. Определяем min и рабочее число теоретических тарелок Nmin = 0,735/0,038 – 1 = 18,34 Рабочее число N =(0,4+18,34)/(1-0,4) = 31,23 Рассчитываем min и рабочее число тарелок для укрепляющей секции. Nmin(укр) = 6,96 Nукр = (0,4 + 6,96)/(1 - 0,4) = 12,27 Для отгонной секции Nотг = 18,96 8. Тепловой баланс Фаза d15i t, ºC i, кДж/кг Расход, кг/час Q, кДж/час Приход тепла Питание: Пар Жидкость Пар + жидкость Доп. в куб П Ж ПЖ 0,771 0,777 180 180 696,7 408,2 530,8 214480 11,40*10^7 11,45*10^7 Расход тепла Дистиллят Остаток Доп. сверху Ж Ж 0,753 0,782 0,753 143,3 194,5 80 325,4 446,4 169,0 50641,1 163838,9 1,65*10^7 7,30*10^7 13,9*10^7 8.1. Рассчитываем энтальпии основных потоков 8.2. Рассчитываем энтальпию парожидкостного питания Температура холодного острого орошения – 80 ºC. Потери в окружающую среду принимаем 5% от общего количества расходуемого тепла и с учетом этого находим дополнительное количество тепла, которое следует подвести в куб колонны QВ = 1,05*(QD + QW + Qd – QF) = 11,45*10^7 кДж/час 9. Расчет величин внутренних потоков жидкости и пара в колонне (в массовых долях) Укрепляющая секция Gв = D*(R + 1) = 50641,1*5,97 = 302327,4 кг/час Lв = Gв – D = 251686,3 кг/час Отгонная секция Gн = Qв/(itн(пара) - itн(жидкости)) = 11,45*10^7/(725,6 – 446,4) = 410100,3 кг/час Lн = Gн + W = 573939,2 кг/час 10. Предварительный расчет диаметра колонны 10.1. Укрепляющая часть колонны Выбор типа тарелки. К тарельчатым массообменным устройствам предъявляются следующие основные требования: низкая металлоемкость; высокая производительность, высокая эффективность (т.е. высокий коэффициент полезного действия практической тарелки); малое гидравлическое сопротивление тарелки; широкий диапазон устойчивой работы (тарелка должна эффективно работать как при больших, так и при малых нагрузках по жидкости и пару). Для данной колонны выбираются клапанные прямоточные тарелки. Клапанные тарелки являются барботажными. Главными конструктивными элементами клапанных тарелок являются перфорированное основание тарелки и клапаны, в нерабочем состоянии перекрывающие отверстия в основании тарелки, а под действием потока пара поднимающиеся на некоторую высоту, которая определяется их массой или ограничителями подъема. Клапанные тарелки, благодаря регулируемому сечению, обеспечивают высокую эффективность в широком диапазоне нагрузок. К их достоинствам относятся также почти полное отсутствие «провала» жидкости на нижележащую тарелку и малый унос жидкости паром, поднимающимся не вертикально, а наклонно к плоскости тарелки. Примем расстояние между клапанными тарелками для верха колонны Н=800мм, высоту сливной перегородки hс =50мм, ориентировочную величину динамического подпора жидкости над сливной перегородкой Δhd=50мм. Расчет скорости паров в точке захлебывания. Линейная скорость паров в точке «переброса» жидкости рассчитывается по уравнению: где σ – поверхностное натяжение на границе пар – жидкость при рабочих условиях; - плотность пара, кг/м3 . где Tkr – псевдокритическая температура, К, ρl – плотность жидкости при средней температуре укрепляющей секции колонны (84.5 ºС) ρl = (0.772 – 0.000515*143.3)*1000 = 698.201 кг/м3 Tkr = 204.6 + 273 Тогда поверхностное натяжение равно дин/см Плотность пара при температуре укрепляющей части колонны ρv = 7.665 кг/м3 Тогда скорость паров в точке захлебывания = 1.34 м/с Расчет рабочей площади тарелки. Объемная нагрузка по пару в верхнем сечении колонны: где Gmas – массовая нагрузка по парам в данном сечении колонны. V = 302327.4/(3600×7.665) = 10.956 м3 /с. Рабочая площадь тарелки рассчитывается по уравнению: Sp = 1.269/(0.9 × 1.722) = 0.819 м2 Расчет допустимой скорости жидкости в сливном устройстве. Допустимая скорость жидкости в сливном устройстве: Для случая малого пенообразования const = +300 мм, тогда Wdop = (H + const) × 10-3 /5 = (800+300) × 10-3 /5= 0.22 м/с. Расчет площади сливных устройств. Площадь сливных устройств: где Q – объемная нагрузка по жидкости в произвольном сечении укрепляющей секции колонны. Lmas – массовая нагрузка по жидкости в данном сечении колонны. Q = 251686.3/3600 × 698.201 = 0.1 м3 /с. Ssl = 0.1 /(0.9 × 0.22) = 0.506 м2 Диаметр и основные геометрические размеры согласно ГОСТ. На основании проведенных расчетов выбираем следующие параметры клапанной однопоточной колонны: Диаметр колонны Dk = 5000 мм Длина пути жидкости на тарелке Lt = 1.455 м Площадь поперечного сечения колонны Sk = 19.625 м2 Периметр слива В = 6.44 м Площадь прохода паров S0 = 2.98 м2 Рабочая площадь тарелки Sp = 14.32 м2 Площадь сливных устройств Ssl = 2.48 м2 Зазор между сливом и приемной перегородкой b = 0.06 м Зазор под сливным стаканом а = 0.08 м 10.2. Отгонная часть колонны Предварительный расчет диаметра колонны для отгонной части колонны практически аналогичен расчету для укрепляющей части. Расчет скорости паров в точке захлебывания. Линейная скорость паров в точке «переброса» жидкости рассчитывается по уравнению: ρl = (d20 – 0.000515 ×t)×1000 = (0.783 – 0.000515×194.5)×1000=702.833 кг/м3 Поверхностное натяжение равно σ = 9.562 дин/см Плотность пара при температуре отгонной секции колонны: ρv = 9.308 кг/м3 Тогда скорость паров в точке захлебывания: = 1.232 м/с. Расчет рабочей площади тарелки. Объемная нагрузка по пару в верхнем сечении колонны: где Gmas – массовая нагрузка по парам в данном сечении колонны. V = 410100.3/(3600×9.308) = 12.238 м3 /с. Рабочая площадь тарелки рассчитывается по уравнению: Sp = 11.04 м2 Расчет допустимой скорости жидкости в сливном устройстве. Допустимая скорость жидкости в сливном устройстве: Для случая малого пенообразования const = +300 мм, тогда Wdop = (H + const) × 10-3 /5 = 0.22 м/с. Расчет площади сливных устройств. Площадь сливных устройств: где Q – объемная нагрузка по жидкости в произвольном сечении укрепляющей секции колонны. Lmas – массовая нагрузка по жидкости в данном сечении колонны. Q = 573939.2/3600 × 702.833= 0.227 м3 /с. Ssl = 0.227/(0.9 × 0.22) = 1.146 м2 Диаметр и основные геометрические размеры согласно ГОСТ. На основании проведенных расчетов выбираем следующие параметры клапанной однопоточной колонны: Диаметр колонны Dk = 5000 мм Длина пути жидкости на тарелке Lt = 1.45 м Площадь поперечного сечения колонны Sk = 19.625 м2 Периметр слива В = 6.44 м Площадь прохода паров S0 = 2.98 м2 Рабочая площадь тарелки Sp = 14.32м2 Площадь сливных устройств Ssl = 2.48 м2 Зазор между сливом и приемной перегородкой b = 0.06 м Зазор под сливным стаканом а = 0.08 м Проверочный гидравлический расчет выбранной тарелки Укрепляющая часть колонны. 1. Определение минимальной нагрузки по жидкости и проверка на отсутствие конусообразования. Удельная нагрузка по жидкости: Lv = Q × 3600/B = 0.1×3600/6.44 = 55.975 м2 /ч Динамический подпор жидкости над сливной перегородкой: Δhd = 2.84× Lv2/3 = 2.84×55.975 2/3 = 42 мм Минимально допустимая величина для клапанных тарелок Δhd ≥13 мм. Условие выполняется. 2. Определение величины уноса жидкости парами. Отношение объемного расхода паров к рабочей площади тарелки: Wp = V/Sp = 0.765 м/с Высота пены на тарелках: Zf = 342 м Условие Zf < Н выполняется. 3. Расчет удельного уноса жидкости: е0 = (1.72×(83.3× Wp/(Н – Zf))1.38 )/σ = (1.72 ×(83.3×0.765/(800 – 342)1.38 )/8.976 = 0.013 4. Расчетный объемный расход жидкости с учетом уноса: Qp = (Q + е0× Gmas/ (ρl×3600))×3600 = 365.934 м3 /ч 5. Проверка на захлебывание сливного устройства. Отношение скорости жидкости в сливе к площади слива: Wl = Qp / (3600× Ssl) =365.934/(3600×2.48) = 0.041 м/с Условие Wl ≤ Wdop выполняется. Отношение скорости жидкости под сливным стаканом к поперечному сечению зазора: Wc = Qp/(B×a×3600) =365.934/(6.44×0.08×3600)= 0.197 м/с Условие Wc < 0.45 выполняется. 6. Проверка на захлебывание тарелки. Удельная нагрузка по жидкости и динамический подпор жидкости с учетом уноса: Lv = Qp/B =56.822 м2 /ч Δhd = 2.84× Lv2/3 = 42 мм Скорость паров в точке переброса: = 1.368 м/с Объемная нагрузка по пару в точке переброса: Vper = × Sp = 1.368*14.32 = 19.588 м3 /с Условие V=10.956< Vper выполняется. Проверка на отсутствие провала жидкости. Скорость паров в режиме провала для клапанных тарелок: W0pr =(0.00253× Lv+0.16)√(ρl/ρv)= 3.185 м/с Объемный расход паров на нижней границе эффективной работы тарелки: Vpr = W0pr×Sp = 9.492 м/с Условие Vpr < V выполняется Минимальная нагрузка по пару в устойчивом режиме работы: Vmin = 0.15×S0√(ρl/ρv) = 4.243м3 /с Условие Vmin< V выполняется. Отгонная часть колонны. Для низа колонны проверочный расчет проводится аналогично верхней части колонны. 1. Определение минимальной нагрузки по жидкости и проверка на отсутствие конусообразования. Удельная нагрузка по жидкости: Lv = Q × 3600/B =126.803 м2 /ч Динамический подпор жидкости над сливной перегородкой: Δhd = 2.84× Lv2/3 = 2.84×126.803 2/3 = 72 мм Минимально допустимая величина для клапанных тарелок Δhd ≥13 мм. Условие выполняется. 2. Определение величины уноса жидкости парами. Отношение объемного расхода паров к рабочей площади тарелки: Wp = V/Sp = 0.855м/с Высота пены на тарелках: Zf = 502мм Условие Zf < Н выполняется. 3. Расчет удельного уноса жикости: е0 = (1.72×(83.3× Wp/(Н – Zf))1.38 )/σ = (1.72 ×(83.3×0.855/(800 – 502)1.38 )/9.562 = 0.025 4. Расчетный объемный расход жидкости с учетом уноса: Qp = (Q + е0× Gmas/ (ρl×3600))×3600 = 831.155 м3 /ч 5. Проверка на захлебывание сливного устройства. Отношение скорости жидкости в сливе к площади слива: Wl = Qp / (3600× Ssl) =831.155 /(3600×2.48) = 0.093м/с Условие Wl ≤ Wdop выполняется. Отношение скорости жидкости под сливным стаканом к поперечному сечению зазора: Wc = Qp/(B×a×3600) =831.155/(6.44×0.08×3600)= 0.488 м/с Условие Wc < 0.45 выполняется. 6. Проверка на захлебывание тарелки. Удельная нагрузка по жидкости и динамический подпор жидкости с учетом уноса: Lv = Qp/B =129.061 м2 /ч Δhd = 2.84× Lv2/3 = 73 мм Скорость паров в точке переброса: = 1.191м/с Объемная нагрузка по пару в точке переброса: Vper = × Sp = 17.057 м3 /с Условие V=12.238< Vper выполняется. 7. Проверка на отсутствие провала жидкости. Скорость паров в режиме провала для клапанных тарелок: W0pr =(0.00253× Lv+0.16)√(ρl/ρv)= 4.488 м/с Объемный расход паров на нижней границе эффективной работы тарелки: Vpr = W0pr×Sp = 13.375 м/с Условие Vpr < V не выполняется Минимальная нагрузка по пару в устойчивом режиме работы: Vmin = 0.15×S0√(ρl/ρv) = 0.19 м3 /с Условие Vmin< V выполняется. 11. Построение диаграммы производительности тарелки. Укрепляющая часть колонны. 1. Предельная нагрузка по жидкости из допустимой скорости жидкости в сливе: Qs1 = 3600×Wdop1×Ssl = 3600×0.22×2.48 = 1964.16 м3 /с Qs2 = 3600×Wc×B×a =3600×0.197×6.44× 0.08 = 365.38 м3 /с Меньшее из значений наносим на ось абсцисс и проводим через эту точку вертикальную линию, ограничивающую пропускную способность слива по жидкости. 2. Построение линии захлебывания тарелки. Произвольно выбираются два значения нагрузки по жидкости и для них рассчитываются значения Lv, Δhd, Wpper и Vper. Возьмем Q1 = Qp = 365.934м3 /ч, тогда V1 = 1.22 м3 /с Q2 = 50 м3 /ч, тогда Lv = 50/1.12 = 44.6 м2 /ч Δhd = 2.84 = 35.8 мм Wpper = 1.61×0.110.5 × 9.0480.2 = 2.9 м/с Vper = 2.9 ×1.1 = 3.19 м3 /с V2 = 3.19 м3 /с Через точки [Q1,V1] и [Q2,V2] проведем линию захлебывания. 3. Построение линии, ограничивающей зону эффективной работы тарелки. При тех же выбранных нагрузках по жидкости Q1 и Q2 рассчитываются нагрузки по пару в режиме провала Vpr = 0.368 м/с. Для Q1 Vpr = 0.368 м3 /с, для Q2: W0pr =(0.00253× 44.6+0.16)√(676.482/4.625)= 3.3 м/с Vpr = W0pr × S0 = 3.3×0.121 = 0.4 м3 /с 4. Построение линии, ограничивающей свободу устойчивости работы тарелки. Рассчитанное ранее значение Vmin = 0.19 м3 /с наносится на ось ординат и через полученную точку проводим горизонтальную прямую. 5. Построение линии минимальных нагрузок по жидкости. Минимальная нагрузка по жидкости рассчитывается по уравнению: Qmin = Lvmin×В = 10×0.19 = 1.9 м3 /ч Для клапанных тарелок Lvmin = 10 м2 /ч Точка Qmin наносится на ось абсцисс и проводится прямая, параллельная оси ординат. На диаграмму производительности тарелки наносится рабочая точка М с координатами, равными рабочим нагрузкам Qp = 26.786 м3 /ч, V = 1.26 м3 /с. Рабочая точка находится в области удовлетворительной работы тарелки. Приложение 1. Аналогично строится диаграмма для отгонной части колонны. 12. Расчет высоты ректификационной колонны Полная высота колонны рассчитывается по уравнению: Hk = h1 + (Nykp – 1) ×H + h2 +(Nотг – 1) ×H + h3 + h4, где h1 – расстояние от верхнего днища до первой ректификационной тарелки, h1 = 0.5 Dk; Nykp, Nотг – число тарелок в укрепляющей и отгонной секциях; h2 – высота секции питания, h2 = 1м; h3 – высота между нижней тарелкой и нижним днищем; h4 – высота опорной части колонны, h4 = 4м. Величина h3 рассчитывается с учетом необходимого запаса жидкости на случай прекращения подачи сырья в колону. Необходимый для этого объем нижней части колонны рассчитывается по формуле: VH = Vw×τ, где τ – необходимый запас времени = 0.25 ч. Vw – объемный расход кубового остатка, м3 /ч Vw = W/ ρw = 163838.9/702.833 = 233.11 м3 /ч Vн = 233.11×0.25 = 58.28 м3 h3 = 4×Vн/(πDk2 ) = 4×58.28 /(3.14×5 2 ) = 2.96 м Hk = 0.5×5 +(20 – 1)×0.8+1+(30 – 1)×0.8+2.96+4 = 48.86 м Литература 1. Пекаревский Б.В., Гайле А.А. Расчет ректификационных колонн. СПб., 2007. 2. Дытнерский Ю.И. и др. Основные процессы и аппараты химической технологии. М., 2008. 3. Соколов Р.Б., Волков А.К. Алгоритм поиска проектных решений при разработке конструкций химических аппаратов. СПб., 1998.