Расчет диаметра колонны

Массовый расход пара в верхнем сечении колонны:

кг/c (2.1)

где D - массовый выход дистиллята;

R- рабочее флегмовое число.

Массовый расход пара в нижнем сечении колонны:

кг/c (2.2)

где W– массовый выход остатка;

S – рабочее паровое число.

Дальнейший расчет ведем для более нагруженного сечения колонны.

(G_в > G_н)

Плотность паровой фазы при температуре верха колонны определим по уравнению:

(2.3)

где М_ср = М_ср.D , кг/кмоль – средняя мольная масса смеси в верхней части

колонны, равная средней мольной массе дистиллята;

Т₀ = 273 К – нормальная температура;

Т_в = t_в + 273 К – абсолютная температура верха колонны;

Р_в МПа – давление верха колонны;

Р₀ МПа – нормальное давление;

z = 1 – коэффициент сжимаемости газовой смеси.

Плотность жидкости в верхней части колонны определим по уравнению

(2.4)

где - массовая доля i-го компонента в жидкости в верхнем сечении колонны;

- плотность i-го компонента смеси, кг/м³.

Из технологического расчета (см. п.1.7) находим мольные доли компонентов (в середине выбранной секции). Переведем их в массовые по уравнению (1.27)

Проверка:

По справочным данным находим плотности компонентов при температуре верха колонны: r₁, r₂, r₃.

Допустимая массовая скорость в колонне по формуле:

(2.5)

где С – коэффициент, зависящий от типа тарелок, расстояния между ними, поверхностного натяжения жидкости и режима работы колонны.

Выбираем тип тарелок. Принимаем расстояние между ними h_т.

Определяем диаметр колонны по формуле

(2.6)

Принимаем стандартное значение: D_к

Определение высоты колонны

Определяем число реальных тарелок колонны по формуле

, (51)

где –коэффициент, характеризующий эффективность тарелки

N_Т.Т–число теоретических тарелок.

Коэффициент эффективности принимаем , %.

в укрепляющей секции

в отгонной секции

Одна тарелка заменяется парциальным конденсатором сверху, одна – снизу кипятильником.

Принимаем N

Определяем высоту колонны по формуле

, (52)

где h₁–расстояние между верхним днищем и верхней тарелкой(h₁=1-1,3м);

h₂–высота зоны питания (h₂=1,0-1,5м);

h₃–расстояние между нижним днищем и нижней тарелкой(h₂=1,0-1,5м).

h₁, h₂, h₃ принимаются конструктивно: h₁=1,1м; h₂=1,3м; h₃=1,1м.

Расчет штуцеров

Штуцер ввода сырья

Диаметр штуцера определим по формуле

(2.10)

где V – объемный расход потока в штуцере, м³/с;

- допустимая линейная скорость движения потока, м/c;

Скорость паро-жидкостного потока сырья в колонну в пересчете на однофазный жидкостный поток принимаем: = 0,8 м/c.

Объемный расход определим по формуле

(2.11)

где G = F – массовый расход потока;

- плотность жидкости, кг/м³.

Плотность смеси определим по уравнению

(2.12)

где массовые доли компонентов в сырье;

плотности компонентов при температуре сырья t_F.

Принимаем нормализованный штуцер с условным диаметром Dу , мм.

Штуцер вывода остатка

Плотность остатка по формуле (2.12) при массовом составе жидкости

.

и плотности компонентов при температуре t_W ,°C

Объемный выход остатка через штуцер (вместе с частью, идущей в кипятильник на паровое орошение):

где G = W (S+1)– массовый выход жидкости через штуцер;

W– массовый выход остатка;

S – рабочее паровое число.

При движении самотеком принимаем 0,3 м/с. Тогда расчетный диаметр штуцера вывода остатка по формуле (2.10):

Принимаем нормализованный штуцер Dу = 400 мм.