Эффективность тарельчатых аппаратов разделения углеводородов на основе гидродинамической аналогии тема диссертации и автореферата по ВАК РФ 05.17.08, кандидат технических наук Мерзляков, Сергей Александрович

• Мерзляков, Сергей Александрович
• кандидат технических наук
• 2013

Оглавление диссертации кандидат технических наук Мерзляков, Сергей Александрович

СОДЕРЖАНИЕ

ВВЕДЕНИЕ

ГЛАВА I. АНАЛИЗ СУЩЕСТВУЮЩИХ ПОДХОДОВ К ОПРЕДЕЛЕНИЮ ЭФФЕКТИВНОСТИ МАССООБМЕННЫХ АППАРАТОВ, ПОСТАНОВКА ЗАДАЧИ И МЕТОДЫ РЕШЕНИЯ

1.1 Определение эффективности и числа ступеней разделения массообменных аппаратов

1.2 Оперделение эффективности по эмпирическим зависимостям

1.3 Использование кинетических зависимостей для определения эффективности

1.4 Влияние структуры потока на эффективность ректификационных колонн

1.5 Определение эффективности на основе сопряженного физического и математического моделирования процессов переноса импульса и массы в барботажном слое

1.6 Постановка задачи и метод определения эффективности ректификационных колонн

ГЛАВА II. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЭФФЕКТИВНОСТИ КОЛОННЫХ МАССООБМЕННЫХ АППАРАТОВ ПРИ ПОЛНОМ ПЕРЕМЕШИВАНИИ ЖИДКОСТИ В БАРБОТАЖНОМ СЛОЕ НА ТАРЕЛКАХ

2.1 Эффективность контактных устройств и колонных аппаратов при полном перемешивании жидкости на тарелках

2.2 Определение кинетических параметров на основе гидродинамической аналогии процессов переноса в барботажном слое

2.3 Оценка эффективности разделения компонентов по степени извлечения

2.4 Расчет и сравнение КПД на тарелках различных конструкций и масштаба

2.4.1 Эффективность колонны с ситчатыми и колпачковыми тарелками при разделении смеси бензол-толуол

2.4.2 Эффективность действующей колонны разделения многокомпонентной смеси (компоненты питания: пропан, изобутан, бутан, изопентан, пентан, гексан)

2.4.3 Эффективность действующей колонны разделения многокомпонентной смеси (компоненты питания: этан, пропан, изобутан, бутан, изопентан, пентан, гексан)

ГЛАВА III. ВЛИЯНИЕ СТРУКТУРЫ ПОТОКА ЖИДКОСТИ НА ЭФФЕКТИВНОСТЬ МАССООБМЕННЫХ АППАРАТОВ

3.1 Уравнение переноса импульса и массы в барботажном слое на контактных устройствах массообменных аппаратов

3.2. Вариационный метод решения уравнений движения жидкости на контактном устройстве

3.2.1 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью с учетом движения жидкости в поперечном направлении

3.2.2 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью на ситчатых тарелках при разделении смеси бензол-толуол

3.2.3 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью при разделении многокомпонентной смеси с учетом движения жидкости в поперечном направлении

3.2.4 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью без учета движения жидкости в поперечном направлении

3.2.5 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью на ситчатых тарелках без поперечного перемешивания при разделении смеси бензол-толуол

3.2.6 Моделирование структуры потока жидкости ячеечной моделью на ситчатых тарелках без поперечного перемешивания при разделении многокомпонентной смеси

3.3 Моделирование массопереноса и эффективности с помощью диффузионной модели при средней скорости жидкости на тарелке

ГЛАВА IV. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА СТУПЕНЕЙ РАЗДЕЛЕНИЯ КОЛОННЫХ МАССООБМЕННЫХ АППАРАТОВ

4.1 Определение количества действительных тарелок по заданной концентрации на концах колонны

4.1.1 Количество действительных тарелок по заданной концентрации НК компонента в паровой фазе

4.1.2 Количество действительных тарелок по заданной концентрации ВК компонента в паровой фазе

4.1.3 Количество действительных тарелок по заданной концентрации НК компонента в жидкой фазе

4.1.4 Количество действительных тарелок по заданной концентрации ВК компонента в жидкой фазе

4.2 Моделирование процессов разделения в ректификационных колоннах при полном перемешивании жидкости на тарелках

4.3 Определение числа ступеней разделения в процессах ректификации углеводородов

4.3.1 Определение числа ступеней разделения смеси бензол-толуол

4.3.2 Определение числа ступеней действующей установки разделения многокомпонентной смеси (компоненты питания: пропан, изобутан, бутан, изопентан, пентан, гексан)

4.3.3 Определение числа ступеней действующей установки разделения смеси (компоненты питания: изобутан, бутан)

4.3.4 Определение числа ступеней действующей установки разделения многокомпонентной смеси (компоненты питания:изопентан, пентан, гексан)

4.3.5 Определение числа ступеней разделения установки разделения многокомпонентной смеси (компоненты питания: этан, пропан, изобутан,

бутан, изопентан, пентан, гексан)

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

ПРИЛОЖЕНИЕ 1

ПРИЛОЖЕНИЕ II

ПРИЛОЖЕНИЕ III

ПРИЛОЖЕНИЕ IV

ПРИЛОЖЕНИЕ V

Введение диссертации (часть автореферата) на тему «Эффективность тарельчатых аппаратов разделения углеводородов на основе гидродинамической аналогии»

ВВЕДЕНИЕ

Массообменные процессы разделения углеводородов на фракции составляют основу всех нефтеперерабатывающих производств. Процессы ректификации углеводородов проводят в ректификационных колоннах тарельчатого или насадочного типов. Проектируемыми параметрами тарельчатых ректификационных аппаратов являются число тарелок, высота и диаметр, технологические параметры установки.

О разделительной способности ректификационной установки судят по значениям концентраций получаемых продуктов разделения в дистилляте и кубовом остатке. Эффективность разделения определяется конструктивными и технологическими параметрами аппарата и количеством установленных в колонне тарелок. Принято определять эффективность колонны в виде отношения числа теоретических и действительных ступеней разделения. Однако, такое определение не всегда дает достоверные результаты при проектировании, что приводит в процессе эксплуатации установки к существенным отклонениям состава продуктов разделения от требуемых значений, ошибочной высоте колонны и, следовательно, завышенным или заниженным капитальными затратами на ее строительство и монтаж. Использование известных программных пакетов для расчета эффективности в рамках данного определения не решает проблемы.

Существующие зависимости для определения эффективности тарелок и колонн, полученные в результате обобщения многочисленных экспериментальных данных, справедливы для конкретных контактных устройств и разделяемых смесей или получены обобщением опыта эксплуатации определенного класса массообменных аппаратов.

Разработка надежных методов определения эффективности ректификационных аппаратов в зависимости от конструктивных, гидродинамических, технологических параметров и теплофизических

характеристик разделяемой смеси, представляют актуальную задачу проектирования.

В работе предложен метод определения эффективности ректификационных аппаратов в зависимости от конструктивных, гидродинамических, технологических параметров и теплофизических характеристик разделяемой смеси, который представляет актуальную задачу проектирования. Предлагается определять эффективность тарельчатых ректификационных аппаратов в виде средней эффективности тарелок установленных в колонне. Эффективность каждой отдельной тарелки заданного типа находится на основе гидродинамической аналогии процессов переноса импульса и массы в барботажном слое. Применение гидродинамической аналогии позволяет получить кинетические параметры процессов переноса в зависимости от конструкции тарелок, гидродинамических параметров и теплофизических характеристик разделяемой смеси.

При полном перемешивании жидкости на тарелке и движении пара в режиме вытеснения эффективность колонны принимается в виде отношения суммарной эффективности тарелок и количества действительных ступеней разделения. Для определения действительных ступеней разделения вводится понятие относительной степени извлечения компонента на тарелке. На основе среднего значения степени извлечения компонентов жидкой и паровой фазы определяется число действительных и теоретических ступеней разделения, в зависимости от заданных концентраций компонентов в питании, дистилляте и кубовом остатке.

Представление барботажного слоя в виде ячеечной модели позволяет

определять локальный КПД и средний КПД тарелки на основе

гидродинамической аналогии. Показано влияние структуры потока жидкости

на эффективность тарелки. На основе аналитического решения диффузионной

модели и модели полного перемешивания жидкой фазы получены

согласованные данные по эффективности тарелок. Представлен обширный

материал по расчету и показана достоверность полученных результатов на

7

примерах действующих ректификационных аппаратов разделения легких углеводородов.

Диссертационная работа состоит из введения, четырех глав, заключения, списка литературы и приложений. В первой главе проводится анализ существующих методов определения эффективности тарельчатых ректификационных аппаратов и контактных устройств.

Во второй главе рассматривается аналогия процессов переноса импульса и массы в барботажном слое, на основании которой можно получить выражения для определения кинетических параметров и эффективности при полном перемешивании жидкости на контактном устройстве. Вводится понятие относительной степени извлечения, как критерия оценки эффективности ступеней разделения.

В третьей главе рассматривается влияние структуры потока жидкости на эффективность и степень извлечения компонента на контактном устройстве способы определения концентрации, степени извлечения на контактном устройстве, при использовании различных моделей структуры потока. Показана зависимость эффективности при моделировании контактного устройства ячеечной и диффузионной моделью.

В четвертой главе предлагается способ определения числа действительных и теоретических ступеней разделения на основе степени извлечения и эффективности контактного устройства.

Результаты работы использованы при построении математических моделей процесса ректификации и оценке эффективности контактных устройств в процессе создания компьютерного тренажера для персонала цеха углеводородного сырья ОАО «Нижнекамскнефтехим».

В приложении к диссертации приведены гидродинамические,

теплофизические и промежуточные параметры для определения эффективности

на контактном устройстве, графики зависимости кинетических параметров и

эффективности от флегмового числа при средних параметрах в верхней и

нижней секциях, алгоритм потарелочного расчета ректификационного

8

аппарата, акт о внедрении компьютерного тренажера, в котором были внедрены полученные математические модели, свидетельство о регистрации программного продукта, графики зависимости равновесной концентрации полученной по закону Рауля и по известным корреляцям.

Работа по теме диссертации проводилась на кафедре процессов и аппаратов химической технологии Казанского национального исследовательского технологического университета. Работа выполнена в рамках использования гранта президента РФ для государственной поддержке молодых российских ученых МД-552.2011.8 (договор № 16.120.11.552-МД от 18.02.2011) и в рамках федеральной целевой программы «Научные и научно-педагогические кадры инновационной России» на 2009-2013 годы (соглашение №14.В37.21.0591).

Заключение диссертации по теме «Процессы и аппараты химической технологии», Мерзляков, Сергей Александрович

Выводы

1. Предлагаемый метод определения числа теоретических и действительных ступеней разделения использует в качестве оценки эффективности контактного устройства относительную величину степени извлечения. Число ступеней разделения определяется для верхней и нижней секций, по средним концентрациям и средним теплофизическим и гидродинамическим параметрам в секции. Концентрации на концах тарелок определяются по выражениям (4.22) и (3.38). Эффективность и кинетические параметры, необходимые для определения концентрации жидкости по данным выражениям, рассчитываются по уравнениям (2.7), (2.24) - (2.26) по средним значениям теплофизических и гидродинамических параметров.

2. Результаты моделирования полей концентраций при потарелочном расчете и при определении концентраций по выражениям (4.22) и (3.38), а также с помощью программного пакета НузуБ, дают близкие к заданным значениям концентраций на концах колонны, согласующиеся с данными действующих установок. Низкие значения погрешностей отклонения числа теоретических и действительных ступеней разделения, рассчитанных по предложенному методу, и полученных при моделировании в среде НуБуБ, а также сравнение с числом ступеней разделения установленным на действующей установке позволяют судить о применимости предлагаемого метода для расчета числа теоретических и действительных ступеней разделения.

3. Эффективность колонных аппаратов, полученная в виде отношения числа теоретических тарелок к количеству действительных, не всегда дает достоверные результаты и зависит от свойств, состава и параметров тарелок разделяемой смеси. Значения КПД в некоторых случаях в сравнении с действительными значениями на 30% и более отличаются в большую или меньшую стороны. Превышение или снижение кпд колонны относительно действительных значений приводит: в первом случае к уменьшению количества тарелок и, соответственно, высоты аппарата и капитальных затрат; во втором случае, наоборот к увеличению высоты аппарата и увеличению затрат на строительство и монтаж.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В диссертации проведено исследование эффективности тарельчатых ректификационных аппаратов с одно-, двух- и четырехпоточными ситчатыми, клапанными и колпачковыми тарелками различных диаметров от 700 мм до 3800 мм при разделении одно и многокомпонентных смесей углеводородов.

В результате проведенного исследования установлено:

1. Эффективность (КПД) тарельчатой ректификационной колонны принято определять в виде отношения числа теоретических к числу действительных тарелок. Для определения числа теоретических ступеней разработаны достаточно обоснованные методы. При известном КПД колонны определяется число действительных (реальных) тарелок и, соответственно, высота аппарата.

2. Для определения эффективности ректификационных аппаратов широко используются эмпирические данные, полученные статистической обработкой экспериментальных результатов с действующих аппаратов, которые в отдельных случаях показывают достоверные результаты. Многочисленные обобщенные зависимости эффективности тарелок различного типа, полученные при разделении конкретных смесей, не учитывают влияние конструктивных параметров контактного устройства, технологических параметров процесса и теплофизических характеристик разделяемой смеси. Проведенные исследования эмпирических значений КПД при разделении широкой фракции углеводородов показывают значительные погрешности (более 70%) при определении эффективности как отношение теоретических ступеней к действительным.

3. Предлагается новый метод определения эффективности колонных аппаратов в виде среднего значения эффективности тарелок, отношения количества суммарной эффективности ступеней к числу действительных (реальных) ступеней разделения. Определение эффективности тарелок проводится на основе гидродинамической аналогии процессов переноса

138 импульса й массы в барботажном слое, а определение числа действительных ступеней проводится по средним значениям параметров в секциях колонны и уравнениям материального баланса на ступени.

4. КПД контактного устройства представляется в виде зависимости от кинетических параметров массопереноса связанных с конструктивными, технологическими параметрами тарелок любой конструкции и теплофизическими характеристиками разделяемой смеси.

5. Проведено исследование влияния структуры потока жидкости на эффективность ступени с разбиением барботажного слоя на ячейки полного перемешивания, определением локального КПД и КПД тарелки. Распределение скоростей и концентраций в барботажном слое описывается системой одномерных и двумерных дифференциальных уравнений переноса импульса и массы. Решение уравнений переноса импульса проводится вариационным методом с использованием локального потенциала Пригожина - Гленсдорфа. Эффективность ячеек определяется в форме КПД Мерфри в зависимости от кинетических параметров массопереноса в ячейках. Параллельно для оценки эффективности тарелок вводится относительная величина степени извлечения компонента. Проведенный анализ структуры потоков при разделении углеводородов на одно- и многопоточных тарелках диаметром до 3800 мм показал незначительное снижение КПД с увеличением диаметра тарелки и подтвердил целесообразность использования для оценки эффективности аналитическое решение одномерного уравнения диффузионной модели или модели полного перемешивания жидкости на тарелке.

6. Качественное разделение исходной смеси углеводородов заданного состава, кроме регламентируемых параметров технологического режима, определяется количеством установленных в аппарате ступеней разделения тарелок). Разработан приближенный метод определения числа теоретических и действительных ступеней разделения, исключающий расчет на диаграммах 1-ху, х-у и с помощью пакетов Ну8уз, СЬешСаё и др. Определение числа ступеней по заданным концентрациям разделяемых смесей в питании, дистилляте и

139 кубовом остатке проводится на основе относительной степени извлечения компонентов: при средних значениях параметров в верхней и нижней частях колонны. Получены уравнения для определения числа действительных ступеней разделения с использование КПД по Мерфри, полученного на основе гидродинамической аналогии процессов переноса. При КПД равном единице определяется число теоретических ступеней.

7. На основе разработанного метода и полученных соотношений проведено обследование действующих ректификационных аппаратов разделения смеси бензол-толуол в колонне с однопоточными ситчатыми тарелками, широкой фракции углеводородов в колоннах с многопоточными клапанными тарелками. В результате обследования установлено:

•расчетные значения количества теоретических и действительных ступеней разделения, полученные по разработанному методу и заданных значениях концентраций в питании, дистилляте и кубе действующих установок, удовлетворительно согласуются с количеством установленных тарелок в действующих аппаратах;

•расчетные значения концентраций компонентов на концах действующих колонн (дистиллята и куба), полученные с помощью программного пакета НуБуэ и числа теоретических и действительных ступеней, полученных по разработанному методу, отличаются максимально от концентраций на концах действующих установок не более чем на 3%;

•КПД колонны, принятое в практике проектирования, в виде отношения числа теоретических и действительных тарелок, установленных в аппарате, в отдельных случаях отличается от расчетного (более точного), полученного по предложенному методу, на 30%, подтверждая недостаточную обоснованность принятого в практике метода расчета КПД колонны.

8. Разработанные модели ректификационных аппаратов и методы расчета эффективности используются при разработке компьютерных тренажеров на производствах ОАО «Нижнекамскнефтехим», Приложение V.

Список литературы диссертационного исследования кандидат технических наук Мерзляков, Сергей Александрович, 2013 год

Список литературы

1.Murphree Е. V. Rectifying Column Calculations - With Particular Reference to N Component Mixtures // Industrial and Engineering Chemistry. — 1925. — Vol. 17, 7. — P. 747-750.

2. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. — М. : "Химия", 1971. — 784 с.

3. Кафаров В.В. Основы массопередачи. — М. : "Высшая школа", 1972.

— 496 с.

4. Тархов К.Ю., Серафимов JI.A. Эффективность массопереноса в процессе ректификации бинарных и многокомпонентных смесей // Вестник МИТХТ. — 2010. — Т. 5, 1. — С. 81-87.

5.Павлечко В.Н. Анализ эффективности массообмена в ректификационных аппаратах // Журнал прикладной химии. — 2009. — Т. 82, №3. —С. 441-444.

6. Рогалев М.С. Повышение и оценка эффективности контактных устройств ректификационных аппаратов // Известия вузов. Нефть и газ. — 2011. —№6. —С. 90-95.

7. Павлечко В.Н. Взаимосвязь эффективностей массообмена по Мерфри и комплексной модели // Инженерно-физический журнал. — 2011. — Т. 84, №6.

— С. 1188-1194.

8. Павлечко В.Н. Влияние перемешивания жидкости на эффективност массопереноса на контактных ступенях ректификационных колонн // Химическая промышленность сегодня. — 2008. — №10. — С. 51-56.

9. Александров И.А. Массопередача при ректификации и абсорбции многокомпонентных смесей. — JI. : "Химия", 1975. — 320 с.

10. Плановский А.Н. Николаев П.И. Процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии. — М. : "Химия", 1987. — 496 с.

11. Mahmood R. R. Hajir K.i Modeling distillation mass transfer efficiency // International Journal of Chemical and Environmental Engineering. — Iran, 2011. — Vol. 2, №3. — P. 165-167.

12. Шагивалеев A.A. Овчинников A.A., Николаев H.A. Calculation of the efficiency of contact stages of distillation columns with cocurent swirl contact devices // Theoretical foundations of chemical engineering. — 2003. — T. 39, №6.

— C. 590-593.

13. Kirschbaum E. Wirkung von Rektifizierboden und zweckmassige Flussigkeits-fuhrung // Forsch. Ing. Wes.. — 1934. — T. 5. — С. 245.

14. Peavy С.С. Baker Е.М. Efficiency and capasity of a buble-plate fractionating column // Ind. Eng. Chem.. — 1937. — T. 29, №9. — C. 1056.

15. Volland G. Unterrichtung über den Wirkungsgrad von rektifizierboden. — Berlin, 1933.

16. Рамм B.M. Абсорбция газов. — M. : "Химия", 1976. — 656 с. — 2-е изд., перераб. и доп..

17. Павлов К.Ф. Романков П.Г., Носков A.A. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. — Л. : "Химия", 1987. — 576 с.

— 10-е изд., перераб. и доп..

18. Мельников B.C. Молоканов Ю.К. Расчет параметров ректификации при заданном содержании примесей в продуктах // Теор. основ, хим. технол.. — 1986, —Т. 20, №1. —С. 3-9.

19. Enweremadu Energy Conservation in Ethanol-Water Distillation Column with Vapour Recompression Heat Pump // Distillation - Advances from Modeling to Applications. — 2012. — C. 35-60.

20. Скобло А.И. Трегубова И.А., Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. — M : "Химия", 1982. —584 с.

21. Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии. — M : ООО ИД "Альянс", 2007. — 3-е : 496 с. — стереотипное.

22. Coulson J. M. Richardson J. F., Sinnot R.K. // Chem. Eng. Design.. — Pergamon Press., 1983. — T. 6. — C. 838.

23. Towler G. Sinnot R.K. Chemical Engineering Design: Principles, Practice and Economics of Plant and Process Design. — Butterworth-Heinemann, 2007. — 928 c.

24. Барбой В. M., Гарбер Ю. Н., Фельдман И.Н. Аналитический метод расчета числа теоретических тарелок при ректификации неидеальных бинарных смесей // Теор. основ, хим. технол. — 1969. — Т. 3, №6. — С. 820-825.

25. Рудов Г. Я., Плановский А.Н. Расчет числа реальных тарелок при ректификации разбавленных растворов // Теор. основ, хим. технол.. — 1967. — Т. 1,№3. —С. 408-410.

26. Молоканов Ю. К. К расчету эффективности массопередачи на барботажной тарелке при наличии поперечной неравномерности распределения взаимодействующих потоков на основе диффузионной модели // Теор. основ, хим. технол.. — 1972. — Т. 6, №2. — С. 286-290.

27. Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепеработки / Под ред. Е.Н. Судаков. — М : "Химия", 1979. — 3-е изд., перераб. и доп. : 568 с.

28. Ju Chin Chu J. RichardDonovan, В. Clifford Bosewell and L. Charles Furmeister Plate-efficiency correlation in distilling columns and gas absorbers // Journal of Applied Chemistry. — 1951. — Т. 1, №12. — C. 529-531.

29. O'connell H. E. Plate efficiency of fractionating columns and absorbes // Trans A.I.Ch.E.. — 1946. — T. 42, №4. — C. 741-755.

30. Drickamer H.G. Bradford J.B. Overall plate efficiency of commercial hydrocarbon fractionating columns // Trans. A.I.Ch.E.. — 1943. — T. 39. — C. 319360.

31.Raju K. S. N. Fluid Mechanics, Heat Transfer, and Mass Transfer: Chemical Engineering Practice. — John Wiley & Sons, Inc., 2011.

32. Douglas L. Bennett Kenneth W. Kovak Optimaze distillation columns // Chemical engineering progress. — 2000. — C. 19-34.

33. Машины и аппараты химических производств / Под ред. В.Н. Соколов. — J1 : Машиностроение, Ленингр. отд-ние, 1982. — 384 с.

34. J.J. Vasquez-Esparragoza J.C. Polasek, V.N. Hernandez-Valencia, M.W. Hlavinka, A Simple Application of Murphree Tray Efficiency to // Chemical Engineering Communications. — Bryan Research & Engineering, Inc., 2001. — 160.

35. K.R. Sharma Principles Of Mass Transfer. — Delhi : Prentice-Hall of India private limited, 2007. — 429 p.

36. Adil A. Al-Hemiri Mohammed D. Selman Estimation of mass transfer coefficients in a packed distillation column using batch mode // Iraqi Journal of Chemical and Petroleum Engineering. — Baghdad, 2011. — T. 12, 1. — C. 13-21.

37. Ivanov Z. Stefanov Z., Bogdanov B. Gas-side mass transfer coefficient of a laboratory column equipped with one sieve tray // Научни тродове на русенския университет. —2011. —T. 50, №9.1. —С. 51-55.

38. Ране В.Ч. Исследование перемешивания и запаса жидкости на барботажной ситчатой тарелке : дис.на соиск.уч.степ.к.т.н.. — M : МИХМ, 1966. — 154 с.

39. Розен A.M. Теория разделения изотопов в колоннах. — M : Атомиздат, 1962. — 305 с.

40. Розен A.M., Лаповок Л., Елатомцев Б. К вопросу о гидродинамическом моделировании противоточных аппаратов большого диаметра // Хим. и нефтехим. машиностроение. — 1964. — №4. — С. 14-20.

41. Розен A.M., Аксельрод Л.С., Дильман В.В. Некоторые вопросы масштабного перехода при разработке массообменных аппаратов // Теорет. основы хим. технологии. — 1967. — Т. 1,4. — С. 446.

42. К. В. Bischoff Е. A. McCracken Tracer tests in flow systems // Ind. Eng. Chem.. — 1966. —T. 58, №7, —C. 18-31.

43. Кафаров В.В., Основы массопередачи. — M : Высшая школа, 1962. —

Т. 1.

44. Е. Kirschbaum Berechnung von Rektifizier-Glockenbôden // Chemie

Ingenieur Technik. — 1956. — T. 28, 11. —C. 713-721.

144

45. О. Levenspiel Longitundial mixing fluids flowing in circular pipes // IEC.

— 1958. — 50. — C. 343-346.

46. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., Горенштейн Б.М. Структура потока жидкости на ситчатых барботажных тарелках // Журнал прикл. химии. — Т. 42, №2. — С. 318.

47. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., Горенштейн Б.М. Массообмен в одиночной трубе // Теор. основы хим. технол. — 1968. — Т. 2. — С. 628.

48. А.И. Александров И.А. Скобло // Хим. и технол. топл. и мае.. — 1962.

— Т. 1. — С. 45.

49. О.С. Brewster // Oil Gas J. — 1930. — T. 28. — С. 143.

50. H. Hausen // Forschung auf dem gebetee des indenerwesens. — 1936. — T. 7, №4. — C. 177.

51. Абдулкашапова Ф.А. Определение парметров комбинированых моделей структуры потока вариационным методом. Диссертация на сосискание степ, к.т.н.. — Казань, 1993. — 156 с.

52. Дьяконов С.Г. Елизаров В.И., Абдулкашапова Ф.А. Определение парметров комбинированной модели структуры потока вариационным методом // Теор. основ, хим. технол.. — 1992. — Т. 26, №6. — С. 771-778.

53. Мельников B.C., Молоканов Ю.К. Исследование влияния неравномерности распределения уноса жидкости на эффективность работы барботажной тарелки // Теор. основ, хим. технол.. — 1980. — Т. 14, №6. — С. 920-923.

54. Молоканов Ю.К., Кораблина Т.П., Агушевич Н.З, Рогозина Л.П. О влиянии неравномерности уноса жидкости потоком газа по площади тарелки на результаты замера уноса различными методами // Химическое и нефтяное машиностроение.. — 1969. — №2. — С. 14-17.

55. Бушуев В.П., Федотов Е.В., Павлов В.П. Определение задержки жидкости на крупномасштабных тарелках перекрестного тока // Труды МИХМ.

— 1975. — №61. — С. 72-79.

56. Масштабный переход в химической технологии: разработка промышленных аппаратов методом гидродинамиеского моделирования / Под ред. A.M. Розен. — M : Химия, 1980. — 320 с.

57. Розен A.M. Проблемы и теории инженерного расчета процессов массообмена // Хим. пром-ть. — 1965. — Т. 2. — С. 85-91.

58. Розен A.M., Лапавок Л.И., Елатомцев Б.В. К вопросу о гидравлическом моделировании противоточных аппаратов большого диаметра // Химич. и нефт. машиностр.. — 1964. — 4. — С. 14-18.

59. Розен A.M., Аксельрод Л.С., Дильман В.В. Некторое вопросы масштабного перехода при разработке массообменных аппаратов // Теор. основы хим. технол.. — 1967. — Т. 1,4. — С. 446-458.

60. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., Эльмурзаев А.Ш., Анисимов A.B. Комбинированная математическая модель структуры потока жидкости, на тарелке с туннельными колпачками // Теор. основы хим. технол.. — 1973. — Т. 7, №6. —С. 884-891.

61. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., М. Нароян Редди, Бельков В.П. Комбинированная модель структуры жидкостного потока на колпачковой барботажно тарелке // Теор. основы хим. технол.. — 1969. — Т. 3, №3. — С. 483-484.

62. Молоканов Ю.К., Кораблина Т.П., Щелкунова М.А. О секционировании жидкостного потока на колпачковых тарелках // Химия и технол. топлив и масел. — 1967. — №1. — С. 40-42.

63. Кораблина Т.П., Молоканов Ю.К., Рогозина Л.П., Тихонов Г.И., Астрина И.А. Исследование работы колонн с колпачковыми тарелками при ректификации метилхлорсиланов // Хим. пром-ть. — 1970. — 6. — С. 455-459.

64. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., Комиссаров Ю.А., Ефанкин В.Г. Исследование структуры потока жидкости на ситчатых тарелках // Теор. основы хим. технол.. — 1974. — Т. 8, №5. — С. 732-738.

65. Кочергин H.A., Твердохлебов Г.Н., Дильман В.В., Сергеенко А.Н. Модели продольного перемешивнаия жидкости на различных массообменных тарелках // Хим. пром-ть. — 1976. — №4. — С. 296-297.

66. Комиссаров Ю.А., Кафаров В.В., Амангалеев С., Те А.Ю. Эффективность массопередачи с учетом реальной структуры потока жидкости на барботажных тарелках // Теор. основы хим. технол.. — 1983. — Т. 17, №1. — С. 3-9.

67. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., Комиссаров Ю.А. и др. Исследование структуры потока жидкости на клапанной тарелке // Тр. Москов. хим.-технол. ин-та.. — 1975. — №88. — С. 118-120.

68. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., Комиссаров Ю.А. и др. Комбинированная математическая модель структуры потока жидкости на клапанной барботажной тарелке // Тр. Москов. хим.-технол. ин-та. — 1975. — №88, — С. 127-129.

69. Арафа М.А., Чехов О.С., Исследование влияния гидравлических параметров клапанной тарелки на степень продольного перемешивания жидкости // Теор. основы хим. технол.. — 1972. — Т. 6, №3. — С. 343-354.

70. Гинзбург М.С., Круглов С.А. Исследование эффекттивности массопередачи на клапанной прямоточной тарелке с учетом гидродинамической модели потока // Теор. основы хим. технол.. — 1980. — Т. 14, №2. — С. 289-292.

71. Берковский М.А., Шейнман В.А., Лебедев Ю.Н. и др Гидродинамические и массообменные характеристики ректификационной тарелки с трапецевидными клапанами // Химия и технол. топлив и масел. — 1982. —№5. —С. 16-18.

72. Выборнов В.Г., Александров И.А., Зыков Д.Д. Влияние поперечной неравномерности потока пара и жидкости на эффективность работы тарелок с перекрестным током // Теор. основы хим. технол.. — 1971. — Т. 5, №6. — С. 779-788.

73. Задорский В.М., Васин H.B. Испытание клапанных тарелок новой конструкции // Химич и нефт. машиностроение. — 1971. — №7. — С. 15-17.

74. Розен A.M., Весновский B.C., Муравьев Л.Л., Красиков А.Н. Перемешивание жидкости на клапанных прямоточных и ситчатых тарелках // Теор. основы, хим. технол.. — 1977. — Т. 11, №5. — С. 797-803.

75. Родионов А.И., Винтер A.A., Шабданбеков У.Ш. Исследование поверхности контакта фаз в сепарационном пространстве с ситчатыми тарелками // Гидродинамика и явления переноса в двухфазных дисперсных системах. — Иркутск, 1974. — Т. 1, №'1. — С. 124-128.

76. Родионов А.И., Петушинский Л.Н., Семенихин Л.М. Исследование кинетики массообмена в жидкой фазе на клапанных тарелках // Теор. основы хим. технол.. — 1974. — Т. 8, №4. — С. 502-506.

77. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., М. Нароян Редди, Бельков В.П. Продольное перемешивнаие жидкости на колпачковой барботажной тарелке // Журн. прикл. химии. — 1971. — Т. 44, №8.

78. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., Горенштейн Б.М. Структура потока жидкости на барботажных тарелках // Журнал прикл. химии. — 1969. — Т. 42, №2. —С. 368-375.

79. Данилычев И.А., Плановский А.Н., Чехов О.С. Исследование перемешивания на ситчатых тарелках и методика расчета тарельчатых масообменных аппаратов // Хим. пром-ть. — 1964. — №6. — С. 461-465.

80. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., Горенштейн Б.М. К вопросу адекватности моделей структуры потока жидкости реальному процессу массопередачи на ситчатых тарелках // Теор. основы хим. технол.. — 1969. — Т. 2.

81. M.K. Lewis // Ind. Eng. Chem.. — 1936. — T. 28, №4. — С. 399.

82. Gautreaux M.F. O'Connel H.E., Effect of liquid parth on plate efficiency // Chem. Eng. Progr.. — 1955. — T. 5, №51. — C. 232-237.

83. M. Nord // Tr. Am. 1st. Chem. Engrs.. — 1946. — №42. — C. 863.

84. E. Ruckenstein 11 Rev. Univ. Parchon. Si. Politehnicu Bucuresti. — 1954. — 4-5. ^C. 199.

85. Молоканов Ю.К. // Теор. основы хим. технол.. — 1967. — Т. 1, 1. — С.

94.

86. Молоканов Ю.К. Влияние степени перемешивания пара по высоте барботажного слоя на величину локальной эффективности // Теор. основы хим. технол.. — 1968.—Т. 2, 5. —С. 691.

87. Александров И.А. Докт. Дисс.. — М, 1970.

88. Bubble-tray Design Manual: Prediction of Fractionation Efficiency // American Institute of Chemical Engineers. — 1958. — C. 94.

89. Горенштейн Б.М. Автореферат канд. дисс.. — М : НИОПиК, 1969.

90. Комиссаров Ю.А., Шестопалов В.В., Семенов Г.Н. Применение комбинированной модели массопередачи в проектном расчете ректификационных колонн // IV Всес. конф. по ректиф.: Тез. докл.. — Уфа, 1978. —С. 108-111.

91. Шестопалов В.В. Докт. дисс.. — М : МИХМ, 1971.

92. Кафаров В.В., Комиссаров Ю.А., Амангалиев С. Те А.Ю. Структура жидкостного потока на барботажных тарелках // Теор. основы хим. технол.. — 1981. —Т. 15, 6, —С. 809-816.

93. Александров И.А., Скобло А.И. // Хим. и технол. топлив и масел. — 1962. —Т. 8. —С. 53.

94. Дьяконов С.Г., Елизаров В.В., Елизаров В.И Теоретическе основы проектирования промышленных аппаратов химической технологии на базе сопряженного физического и математического моделирования. — Казань : КГТУ, 2009. — 496 с.

95. Елизаров В.В. Моделирование процесса и реконструкция установки разделения водногликолевого раствора на производстве окиси этилена. Дисс. на соискание степ, к.т.н.. — Казань, 2004. — 166 с.

96. Лаптев А.Г. Модели пограничного слоя и расчет тепломассообменных

процессов. — Казань : изд-во Казанск. ун-та, 2007. — 500 с.

149

97. Дьяконов С.Г., Елизаров В.И., Лаптев А.Г. Теоретические основы и моделирование процессов разделения веществ. — Казань : Из-во казанск. ун-та, 1993. —438 с.

98. Кафаров В.В., Шестопалов В.В., Комиссаров Ю.А., Ефанкин В.Г. Исследование структуры потока жидкости на ситчатых тарелках промышленного масштаба // Теор. основы хим. техно.. — 1974. — Т. 8, 5. — С. 732-138.

99. Ульянов Б.А. Эффективность контактных тарелок с учетом неэквимолярности процессов массообмена // Теор. основы хим. техно.. — 2011. — Т. 45, 5. —С. 483-489.

100. Дьяконов С.Г., Елизаров В.И., Лаптев А.Г. Определение эффективности массообменных устройств на основе метода сопряженного физического и математического моделирования // Теор. основы хим. техно.. — 1992. —Т. 26, 1. —С. 33-42.

101. Ландау Л. Д., Лифшиц Е. М. Теоретическая физика. — М : Гостехтеоретиздат, 1953. — Т. Т. VI. Механика сплошных сред. Часть 1. : 788 с.

102. Левич Г.В. Физико-химическая гидродинамика. — М : ГИФМЛ, 1959. — Изд. 2-е, дополненное и переработанное. : 528 с.

103. Дьяконов С.Г., Елизаров В.И., Лаптев А.Г. Модель массоотдачи в барботажном слое контактного устройства на основе концепции активного (входного) участка // Теор. основы хим. техно. — 1991. — Т. 25, 6. — С. 783795.

104. Исаченко В. П., Осипова В. А., Сукомел А. С. Теплопередача. — М : Энергоиздат, 1981. — Издание 4-е перераб. и дополненное, :415 с.

105. Розен A.M., Весновский B.C., Красиков А.Н. Поверхность контакта фаз на ситчатых и клапанных тарелках // Теор. основы хим. техно.. — 1978. — Т. 12, 4. —С. 495-500.

106. Колтунова Л.Н., Аэров М.Э. Массоотдача на начальном участке газовой струи, вытекающей в жидкость // Теор. основы хим. техно.. — 1982. — Т. 16,2. —С. 161-166.

107. Елизаров В. И., Елизаров Д. В., Мерзляков С. А., Дьяконов С. Г. Определение эффективности колонных массообменных аппаратов на основе аналогии переноса импульса и массы в барботажном слое на тарелках // Теор. основы, хим. технол. — 2012. — Т. 46, 5. — С. 483-490.

108. Мерзляков С.А., Елизаров В.В., Елизаров Д.В. Определение эффективности ректификационной колонны для разделения смеси бензол-толуол при полном перемешивании жидкости на ситчатых тарелках // Вестник КГТУ. — 2012. — Т. 15, 8. — С. 263-268.

109. Р. Рид Дж., Праусниц, Т. Шервуд Свойства газов и жидкостей: справочное пособие / перев. Соколов Б.И.. — JI: Химия, 1982. — 592 с.

110. Лотхов В.А., Дильман В.В., Липатова A.A., Квашин С.Я., Кулов H.H. Профили концентрации компонентов по высоте колонны при различном распределении задержек жидкости в процессе дистилляции бинарной и трехкомпонентной смеси // Теор. основы хим. технол.. — 2005. — Т. 39, 1. — С. 3-6.

111. Галеев Э.Р. Предпроектная разработка технологических аппаратов и систем при переменных параметрах сырья. Диссертация на сосискание степ, к.т.н.. — Казань, 2008. — 183 с.

112. Б.А. Ульянов И.А., Семенов, H.H. Кулов Эффективность контактных тарелок с учетом неэквимолярности процессов массообмена // Теор. основы хим. техно.. — 2011. — Т. 45, 5. — С. 483-489.

113. Гленсдорф П., Пригожин И. Термодинамическая теория структуры, устойчивости и флуктуаций. — М, 1973. — 280 с.

114. Мерзляков С.А., Елизаров Д.В., Елизаров В.И. Математическое моделирование и оценка процесса массопереноса в барботажном слое по степени извлечения // Вестник КГТУ. — 2011. — 19. — С. 199-206.

115. Мерзляков С.А., Елизаров Д.В., Елизаров В.В. Определение эффективности контактных ступеней процесса разделения компонентов по степени извлечения // Вестник КГТУ. — 2011. — 9. — С. 140-145.

116. Мерзляков С.А., Елизаров Д.В., Елизаров В.В. Оценка эффективности разделения компонентов по степени извлечения // XXIV Международная научная конференция Математические методы в технике и технологиях ММТТ-24. — Саратов, 2011. — Т. 3. — С. 97-99.

117. Лащинский A.A., Толчинский А.Р. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры. Справочник. — М : Альянс, 2008. — 3-е изд., стереотипное : 752 с.

118. Елизаров Д.В., Камалиев Т.С., Мерзляков С.А. Выбор проектируемых параметров барботажных тарелок по заданной степени извлечения компонентов жидкой смеси // XXIV Международная научная конференция Математические методы в технике и технологиях ММТТ-24. — Саратов, 2011. — Т. 7. — С. 66-67.

119. Елизаров В. И., Елизаров Д. В., Мерзляков С. А., Дьяконов С. Г. Определение числа действительных ступеней разделения колонных массообменных аппаратов // Теор. основы хим. технол.. — 2012. — Т. 46, 6. — С. 603-611.

ПРИЛОЖЕНИЕ I Теплофизические параметры паровой и жидкой смесей.

Динамическую вязкость паровой смеси можно определить по методу Хиршфельдера-Бромеля-Вилке, из следующего уравнения Арнольда [5]:

27,0М1/2Т3/2

^г = о7?7-ч» (!)

где М - мольная масса смеси на тарелке, Укип - мольный объем вещества при

нормальной температуре кипения можно определить в виде

у =_^_

кип 0,422 1,98 Г здесь Укр - мольный критический объем вещества.

Расчет динамической вязкости жидкой смеси будем производить по известным зависимостям [2]:

=^-(0,015174-0,02135Тг +0,0075Т2), (2)

где М - мольная масса смеси на тарелке, £ = Тс1/бМ_1/2Р~2/3.

Расчет коэффициента поверхностного натяжения в смеси проводится по корреляции Брока и Берда [2].

( V1

а = Ех;/^ ,1 = 1,2,...,п, ^=РС2/3ТС;/3д^1-Тг011/9103 (3) VI )

где п - количество компонентов, параметр определяется следующим образом:

' т!ПпР„Л

=0.1207

Т1 **"С1

1+ Ь

1 - Тг1?

V 1 А1Г1 У

0.281, 1 = 1,2,...,п.

Плотность паровой фазы смеси находится на основе расчета коэффициента сжимаемости по уравнению Редлиха-Квонга [2]:

М Р

Рп гсмкт' (4)

где Р - давление в сечении колонны, Па; Т- температура в сечении колонны, К; Я = 8304 Дж/(кмоль-К) - универсальная газовая постоянная; Хси -

коэффициент сжимаемости смеси. является корнем уравнения:

А* - г2м + (Асм -В2М -Всм)гсм - АСМВСМ = 0, и определяется итерационным

методом. При этом: АСМ=£А^, ВСМ=£В^ _ параметры уравнения, в

_ 0.42748Рг „ ^ 0.08664Рг: . ^ которых А{ = £-——!-, В1 = £-К 1 = 1,2,...,п.

! Тг1 ' ! т^

Плотность жидкости рассчитывается по модификации Ямада и Ганна для уравнения Рекета [2] с учетом аддитивности мольных объемов в жидкости.

Рж = „ 1 _1 > 1 = 1,2,-,т; (5)

Р1

я

-, 1 = 1,2,...,Ш,

Р1 (0.29056- 0.0874^ где р1 - плотность 1-го компонента смеси, кг/м3, р^ - плотность 1-го компонента смеси, кг/м3 при опорной температуре Тк, ^ - фактор ацентричности Питцера.

Колонна для разделения смеси бензол-толуол Теплофизические параметры:

Динамические вязкости газа и пара:

ц'г = 8,425 * 10"3 мПа-с, =8,31* 10"3 мПа • с; =0,2925 мПа• с, =0,2569 мПа-с. Поверхностное натяжение смеси: а'ж =20,20* 10"3 Н/м;

стж = 18,94*10~3 Н/м. Плотности пара и жидкости в верхней и нижней секциях: р'г = 2.71 кг/м3 , р^ =2.82 кг/м3 ,

р'ж =807,2 кг/м3, р^ =800 кг/м3 .

Таблица 1 - Параметры и их значения входящие в уравнения (2.7),

Параметр Верхняя секция Нижняя секция Параметр Верхняя секция Нижняя секция

Диффузия газа, м2/с 4.6* 10"6 6.7 *10"6 Число Рейнольдса для пограничного слоя газа 0.87 0.9

Диффузия жидкости, м2/с 5.6 * 10~9 4.9* Ю-9 Коэффициент массоотдачи в газовой фазе, м3/с 8.98 10.59

Число Шмидта газа 0.663 0.591 Динамическая скорость 0.351 0.349

жидкости, м/с

Число Шмидта жидкости 64 47.7 Скорость на границе раздела фаз, м/с 2.9 2.629

Число Рейнольдса в газе 18923 37960 Число Рейнольдса для пограничного слоя жидкости 5.388 5.13

Число Рейнольдса в жидкости 65964 1.33*105 Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе, м3/с 0.0896 0.11

Коэффициент сопротивления в газе 8* Ю-3 8.8* 10"3 Коэффициент распределения 0.044 0.068

Коэффициент сопротивления в жидкости 6.3 *10"3 6.9* 10"3 Коэффициент массопередачи в газе, м3/с 1.659 1.395

Динамическая скорость газа, м/с 6 5.87 Эффективность 0.68 0.63

Колонна для разделения смеси пропан, изобутан, бутан, изопентан, пентан, гексан. Расчет проводится по ключевым компонентам: бутан и

изопентан.

Теплофизические параметры

Динамические вязкости газа и жидкости: ц'т =6,438* 10"3 мПа• с, /л" = 6.9* 10"3 мПа-с; /л'ж= 0,1095 мПа-с, =0,1111 мПа-с. Поверхностное натяжение смеси: ст'ж =0.1095* 10"3 Н/м; апж = 9.74*10~3 Н/м.

Плотности пара и жидкости в верхней и нижней секциях: р; =12.54 кг/м3, р; = 14.3 кг/м3 , р; =522.38 кг/м3 , РІ =529.47 кг/м3 .

Гидродинамические параметры в колонне.

Массовый расход парового потока в колонне считается постоянным и определяется Ум = (К + і)Д = 111233.5 кг/ч. Массовый расход жидкости в

верхней части колонны найдем Ьм = ЯД = 72190.5 кг/ч, в нижней -Ьм = ЯД + Gf = 13190.5 кг/ч, Gf - массовый расход питания. Объемный расход газа и жидкости:

в верхней секции С = Ум/р; =1.232 м3/с, V = Ум/р'ж = 0.0192 м3/с, в нижней секции - С = Ьм/рпг= 1.08 м3/с, Ь" = ЬМ//^ =0.0347 м3/с. Скорость газа в колонне: в верхней части а>'к = 0.217 м/с; в нижней части со1 = 0.19 м/с.

Скорость газа в отверстиях определим по выражению При =0.0646: в верхней части о)'0 - 3.364 м/с, в нижней ¿Ур =2.949 м/с.

Высота столба жидкости, рассчитанная по выражению: для верхней секции Ь' = 0.04 + 0.03199 = 0.07199 м; для нижней секции Ь" = 0.04 + 0.0456 = 0.0856 м.

Таблица 2 - Параметры и их значения входящие в уравнения (2.7), (2.24), (2.26). ___

Параметр Верхняя секция Нижняя секция Параметр Верхняя секция Нижняя секция

Диффузия газа, м2/с 5.2* 10"6 5.8 *10"6 Число Рейнольдса для пограничного слоя газа 0.46 0.398

Диффузия жидкости, м2/с 1.3 *10"8 1.34 *10"9 Коэффициент массоотдачи в газовой фазе, м3/с 21.265 26.785

Число Шмидта газа 0.0978 0.0832 Динамическая скорость жидкости, м/с 0.649 0.692

Число Шмидта жидкости 16.49 15.65 Скорость на границе раздела фаз, м/с 1.67 1.456

Число Рейнольдса в газе 2.35 * 105 2.613* 105 Число Рейнольдса для пограничного слоя жидкости 1.44 1.18

Число Рейнольдса в 2.86* 105 2.97 *105 Коэффициент массоотдачи в 0.284 0.343

жидкости жидкой фазе, м3/с

Коэффициент сопротивления в газе 4.89*10"3 4.79*10"3 Коэффициент распределения 0.284 0.5212

Коэффициент сопротивления в жидкости 4.7* 10"3 4.665*10"3 Коэффициент массопередачи в газе, м3/с 0.954 0.641

Динамическая скорость газа, м/с 4.19 4.21 Эффективность 0,534 0,453

Колонна для разделения смеси этан, пропан, изобутан, бутан, изопентан, пентан, гексан. Расчет проводится по ключевым компонентам:

этан и изобутан.

Теплофизические параметры.

Динамические вязкости газа и жидкости:

ц'г = 7 * Ю-3 мПа-с, ц" = 7.6*10~3 мПа-с;

= 0,076 мПа • с, цж = 0,0656 мПа • с. Поверхностное натяжение смеси: в верхней части - сгж = 7.9 * 10_3 Н/м;

в нижней части - стж = 9.8*10-3 Н/м.

Плотности пара и жидкости в верхней и нижней секциях:

р'т =28.2 кг/м3, р" =34.8 кг/м3 , р'ж =455 кг/м3, рж =432 кг/м3 .

Гидродинамические параметры в колонне.

Массовый расход парового потока в колонне считается постоянным и определяется Ум = (Я + 1)Д = 90511 кг/ч. Массовый расход жидкости в верхней части колонны найдем Ьм= ЯД = 72936 кг/ч, в нижней -Ьм = ЯД + = 160936 кг/ч, Gf - массовый расход питания. Объемный расход газа и жидкости:

в верхней секции С = Ум/р'г =0.4459 м3/с, Ь' = Ум/рж =0.022 м3/с, в нижней секции-в" = Ьм/р^ =0.18 м3/с, Ь" = Ьм/рж =0.02588 м3/с. Скорость газа в колонне: в верхней части со'к = 0.197 м/с, в нижней части со£= 0.0797 м/с.

Скорость газа в отверстиях определим по выражению: в верхней части ©0=3.69 м/с, в нижней = 1.53 м/с.

Высота столба жидкости, рассчитанная по выражению: для верхней секции Ь' = 0.04 + 0.03199 = 0.07199 м; для нижней секции Ь" = 0.04 + 0.0457 = 0.0857 м.

Таблица 3 - Параметры и их значения входящие в уравнения (2.7),

(2.24), (2.26).

Параметр Верхняя секция Нижняя секция Параметр Верхняя секция Нижняя секция

Диффузия газа, м2/с 3.7*10"7 3.67* 10"7 Число Рейнольдса для пограничного слоя газа 0.676 0.378

Диффузия жидкости, м2/с 1.88* 10"8 2.387* 10"8 Коэффициент массоотдачи в газовой фазе, м3/с 1.569 1.94

Число Шмидта газа 0.6597 0.5977 Динамическая скорость жидкости, м/с 0.788 0.651

Число Шмидта жидкости 8.87 6.365 Скорость на границе раздела фаз, м/с 1.9 0.755

Число Рейнольдса в газе 6.23*105 2.67*105 Число Рейнольдса для пограничного слоя жидкости 1.437 0.68

Число Рейнольдса в жидкости 4.75*105 1.9*105 Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе, м3/с 0.122 0.163

Коэффициент сопротивления в газе 4.99* 10"3 4.76* 10"3 Коэффициент распределения 0.876 1.696

Коэффициент сопротивления в жидкости 5.27* 10"3 5.09*10"3 Коэффициент массопередачи в газе, м3/с 0.127 0.0914

Динамическая скорость газа, м/с 3.16 2.295 Эффективность 0,2486 0,3967

Колонна для разделения смеси изобутан, бутан Теплофизические параметры.

Динамические вязкости газа и жидкости:

ц'г =6.273*10-3 мПа• с, ^ = 6.434*10"3 мПа-с; ц'ж = 0,1141 мПа • с, = 0,1145 мПа • с.

Поверхностное натяжение смеси: в верхней части - ст'ж = 7.367 * 10~3 Н/м;

в нижней части - стж = 9.2 * Ю-3 Н/м.

Плотности пара и жидкости в верхней и нижней секциях:

р; =12.831 кг/м3, р; =13.06 кг/м3 , Рж =526 кг/м3, р^ =528.12 кг/м3 .

Гидродинамические параметры в колонне.

Массовый расход парового потока в колонне считается постоянным и определяется Ум = (Я+ 1)Д = 149011 кг/ч. Массовый расход жидкости в верхней части колонны найдем ЬМ=ЫД = 133563 кг/ч, в нижней -Ьм = ИД + = 172606 кг/ч, Gf - массовый расход питания. Объемный расход газа и жидкости:

в верхней секции С = Ум/р; =1.613 м3/с, Ь' = Ум/р'ж =0.0352 м3/с, в нижней секции- в" = Ьм/р" =1.585 м3/с, V = Ьм/рж = 0.0454 м3/с. Скорость газа в колонне: в верхней части со^ = 0.317 м/с, в нижней части =0.3113 м/с.

Скорость газа в отверстиях определим по выражению: в верхней части ©0=3.818 м/с, в нижней сод =3.751 м/с.

Высота столба жидкости, рассчитанная по выражению: для верхней секции Ъ' = 0.04 + 0.0402 = 0.0802 м; для нижней секции 1Г = 0.04 + 0.04761 = 0.08761 м.

Таблица 3 - Параметры и их значения входящие в уравнения (2.7),

(2.24), (2.26).

Параметр Верхняя секция Нижняя секция Параметр Верхняя секция Нижняя секция

Диффузия газа, м2/с 9.14 * Ю-7 9.24*10"7 Число Рейнольдса для пограничного слоя газа 0.4787 0.455

Диффузия жидкости, м2/с 1.02*10"8 1.05 * Ю-9 Коэффициент массоотдачи в газовой фазе, м3/с 11.373 12.292

Число Шмидта газа 0.535 0.533 Динамическая скорость жидкости, м/с 0.6942 0.718

Число Шмидта жидкости 21.12 20.643 Скорость на границе раздела фаз, м/с 1.957 1.924

Число 3.133 * ю5 3.336* ю5 Число 1.549 1.46

Рейнольдса в газе Рейнольдса для пограничного слоя жидкости

Число Рейнольдса в жидкости 3.618*105 3.887 *105 Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе, м3/с 0.331 0.355

Коэффициент сопротивления в газе 4.62* 10"3 4.56*10~3 Коэффициент распределения 0.2427 0.28798

Коэффициент сопротивления в жидкости 4.48 *10"3 4.42* 10"3 Коэффициент массопередачи в газе, м3/с 1.217 1.1197

Динамическая скорость газа, м/с 4.445 4.569 Эффективность 0.53 0.506

Колонна для разделения смеси изопентан, пентан, гексан. Расчет проводится по ключевым компонентам: пентан и гексан.

Теплофизические параметры

Динамические вязкости газа и жидкости:

ц'г = 5.646*10_3 мПа• с, ц" = 6.122* 10~3 мПа-с; (4 =0.1644 мПа-с, ^=0.159 мПа-с. Поверхностное натяжение смеси: в верхней части - <з'ж = 7.159 * 10-3 Н/м;

в нижней части - = 9.8 * 10~3 Н/м.

Плотности пара и жидкости в верхней и нижней секциях:

р; =5.4 кг/м3, р* =5.95 кг/м3, р'ж =587 кг/м3, р^ =585 кг/м3 .

Гидродинамические параметры в колонне. Массовый расход парового потока в колонне считается постоянным и определяется Ум = (Я + 1)Д = 128518 кг/ч. Массовый расход жидкости в верхней части колонны найдем Ьм= ЯД = 83633 кг/ч, в нижней -Ьм = ЯД + = 177968 кг/ч, Gf - массовый расход питания. Объемный расход газа и жидкости:

в верхней секции С' = Ум/р; =3.3 м3/с, V = Ум/р^ = 0.0197 м3/с, в нижней секции - С = Ьм /р" = 3 м3/с, Ь" = Ьм/рж =0.0422 м3/с. Скорость газа в колонне: в верхней части ю'к =0.582 м/с, в нижней части Шк =0.529 м/с.

Скорость газа в отверстиях определим по выражению: в верхней части со'0=9 м/с, в нижней Юд =8.189 м/с.

Высота столба жидкости, рассчитанная по выражению: для верхней секции Ъ' = 0.04 + 0.043483 = 0.083483 м; для нижней секции Ъ" = 0.04 + 0.0674 = 0.1074 м.

Таблица 3 - Параметры и их значения входящие в уравнения (2.7),

(2.24), (2.26).

Параметр Верхняя секция Нижняя секция Параметр Верхняя секция Нижняя секция

Диффузия газа, м2/с 2*10-б 2.23* 10"6 Число Рейнольдса для пограничного слоя газа 0.704 0.595

Диффузия жидкости, м2/с 8.26* 10"9 9.225* Ю-9 Коэффициент массоотдачи в газовой фазе, м3/с 13.048 15.989

Число Шмидта газа 0.503 0.46 Динамическая скорость жидкости, м/с 0.7564 0.8346

Число Шмидта жидкости 33.859 29.387 Скорость на границе раздела фаз, м/с 4.391 3.95

Число Рейнольдса в газе 3.4*105 4.28 *105 Число Рейнольдса для пограничного слоя жидкости 3.368 2.7

Число Рейнольдса в жидкости 6.18*105 7.9 *105 Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе, м3/с 0.2078 0.25

Коэффициент сопротивления в газе 5.63*10"3 5.385*10~3 Коэффициент распределения 0.09 0.18

Коэффициент сопротивления в жидкости 5 * Ю-3 4.76 *10"3 Коэффициент массопередачи в газе, м3/с 1.957 1.23

Динамическая скорость газа, м/с 7.884 8.28 Эффективность 0.4475 0.366