Теоретические основы процесса ректификации

Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

ректификационный установка насос технологический

Введение

1. Технологическая часть

1.1 Теоретические основы процесса ректификации

1.2 Описание технологической схемы непрерывной ректификационной установки

1.3 Устройство, принцип действия ректификационных установок

1.4 Устройство, принцип действия ректификационной колонны с ситчатыми тарелками

2. Расчетная часть

2.1 Материальный баланс установки

2.2 Определение оптимального рабочего флегмового числа

2.3 Определение числа теоретических ступеней

2.4 Тепловой баланс

2.5 Определение диаметра ректификационной колонны

2.6 Определение высоты ректификационной колонны

2.7 Расчёт насоса для подачи исходной смеси

Заключение

Список используемых источников

Введение

Ректификация известна с начала 19 века как один из важнейших технологических процессов главным образом нефтяной и спиртовой промышленности. В настоящее время ректификацию всё шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение в производствах органического синтеза: изотопов, полимеров, полупроводников и различных других веществ высокой частоты.

Совсем недавно были разработаны новые ректификационные установки Линас - это новая экономика и новые технические возможности.

Экономические и технические преимущества технологии Линас по сравнению с традиционными ректификационными технологиями подтверждены и проверены на стабильно работающих промышленных нефтеперерабатывающих установках Линас. Эти установки на фоне традиционных аналогов имеют несколько иных преимуществ:

Высокая разделяющая способность нефтеперерабатывающей колонны Линас позволяет увеличить выход дизельной фракции дополнительно на 5-20 % от общей производительности установки по сравнению с традиционной технологией, что резко улучшает экономику нефтеперерабатывающих заводов

Высокая разделяющая способность колонны Линас позволяет получать нефтепереработки фракции углеводородов с отрицательным температурным перекрытием, что так же имеет значительную техническую и коммерческую привлекательность.

В настоящий момент основным направлением коммерческой деятельности компании является нефтеперегонные установки различной мощности.

Технология Линас позволяет резко снизить высоту ректификационных колонн в 3-10 раз и уменьшить содержание разделяемых веществ в объёме колонн в 50 - 100 раз. Только это перечисление преимуществ технологии Линас говорит о перевороте в промышленной дистилляции.

Совершенно очевидно, что технология Линас является революционным переходом промышленной ректификации на новый уровень.

Колонна Линас имеет значительно меньшие массогабаритные параметры по сравнению с традиционными аналогами, что приводит к уменьшению потерь тепла на 10%. Рациональная организация флегмового процесса и очень малое гидравлическое сопротивление технологии Линас позволяет экономить до 17-20% энергии дополнительно.

Ректификационные колонны Линас отличаются очень высокой эффективностью разделения компонентов исходной смеси.

Традиционные колонны имеют значительное гидравлическое сопротивление. Применение их в вакуумной ректификации зачастую приводит к ситуации, когда давление по высоте колонны отличается в десятки и сотни раз. Назвать такой процесс вакуумным можно лишь с большой натяжкой.

Низкое гидравлическое сопротивление делает колонну Линас значительно незаменимой для процессов вакуумной ректификации.

В силу очень небольшого количества вещества в колонне Линас резко уменьшается пожаро- и взрывоопасность всей ректификационной установки.

После эксплуатации колонны Линас в течение 3,5 лет внутри колонны не были обнаружены следы отложений или коррозии. Это объясняется наличием постоянно стекающей плёнки вещества по поверхностям массообменных трубок и особенностью конструкции всей колонны.

1. Технологическая часть

1.1 Теоретические основы процесса ректификации

Ректификация - это процесс разделения однородных жидких смесей, не находящихся в термодинамическом равновесии, на компоненты в зависимости от их летучести при противоточном взаимодействии жидкости и пара.

Процесс осуществляется путем контакта потоков пара и жидкости, имеющих различную температуру, и проводится обычно в колонных аппаратах. При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественно легколетучий компонент (ЛЛК), которым обогащаются пары, а из паров конденсируется преимущественно тяжелолетучий компонент (ТЛК), переходящий в жидкость. Такой двусторонний обмен компонентами, повторяемый многократно, позволяет получить в конечном счёте пары, представляющие собой почти чистый ЛЛК. Эти пары после конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят и флегму - жидкость, возвращаемую для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися парами. Пары получают путём частичного испарения снизу колонны остатка , являющегося почти чистым ТЛК.

Физическая сущность ректификации.

Исходная смесь, состоящая из ЛЛК и ТЛК, подаётся в ректификационную колонну на тарелку питания при температуре кипения. При подаче на тарелку исходная смесь растекается по ней и стекает вниз. В куб ректификационной колонны подводится теплота, за счёт которой жидкость нагревается, испаряется и образует восходящий поток пара. При контакте пара со стекающей исходной смесью, часть пара конденсируется, за счёт этого в нём увеличивается концентрация ТЛК. Часть жидкости испаряется, причём в пар переходит ЛЛК, а в жидкости остаётся ТЛК. В результате этого пар на выходе из ректификационной колонны представляет собой стопроцентный ЛЛК, а жидкость на выходе снизу колонны - ТЛК.

Для создания потока жидкости, стекающей сверху колонны, часть конденсата (верхнего продукта), называемая флегмой, возвращается в колонну, а другая часть выводится в виде верхнего продукта.

Процесс ректификации может осуществляться непрерывно и периодически под атмосферным и избыточным давлением, а так же под вакуумом.

Движущей силой массообменных процессов является разность концентраций между компонентами различных фаз.

Высоту Н абсорбера рассчитывают по общему уравнению массопередачи. Например, если движущая сила выражена в концентрациях газовой фазы, то

Н = М/(К_у*а*S*?У_ср)

Где М - количество поглощаемого газа; К_у - коэффициент массопередачи; а - удельная поверхность контакта фаз; S - площадь сечения колонны; ?У_ср - средняя движущая сила процесса.

1.2 Описание технологической схемы непрерывной ректификационной установки

Состоит из ректификационного массообменного аппарата - ректификационной колонны, представляющей собой вертикальный цилиндрический корпус, внутри которого расположены контактные устройства (насадка, тарелки). Снизу вверх по колонне движется поток пара, поступающий в ее нижнюю часть из испарителя, находящегося рядом или под самой колонной. Поступающий в колонну пар по составу представляет собой практически чистый ТЛК. На каждой тарелке при его перемещении по колонне происходит конденсация поднимающегося пара и за счет теплоты его конденсации - испарение находящегося в этой зоне ЛЛК.

Таким образом, происходит постоянное удаление из выходящего пара ТЛК и обогащение его ЛЛК. В результате из верхней части колонны выгружаются пары практически чистого ЛЛК, который конденсируется в дефлегматоре. Получается, жидкость разделяется в делителе на 2 потока. Первый поток - флегма, возвращается назад в колонну, создавая тем самым нисходящий поток жидкости, состоящий практически из чистого ЛЛК. Стекая вниз по колонне и взаимодействуя с восходящим паром, флегма постоянно обогащается конденсирующимся из нее ТЛК, заменяющим постоянно испаряющийся ЛЛК. В результате жидкость, достигающая нижней части колонны и поступающая в испаритель, состоит практически из низко летучего компонента.

Подаваемую на разделение исходную смесь подогревают до температуры кипения в теплообменнике и подают в колонну, в зону, положение которой определяют в результате расчета контактного ректификационного аппарата.

Зона питания делит колонну на 2 части. Верхняя, или укрепляющая, часть обеспечивает наибольшее укрепление поднимающихся паров, то есть обогащение их ЛЛК. Нижняя, или кубовая (исчерпывающая) часть, обеспечивает наибольшее удаление из жидкости ЛЛК.

Второй поток жидкости, получаемый в дефлегматоре и называемый дистиллятом, поступает в холодильник - теплообменник, а затем в сборник, откуда перекачивается в качестве целевого продукта насосом.

Жидкость, выходящая из нижней части колонны, также делится на 2 потока. Первый возвращается в испаритель, откуда в виде пара подается назад в колонну. Второй, называемый кубовым остатком, после охлаждения в холодильнике направляется в сборник.

1.3 Устройство, принцип действия ректификационных установок

Ректификационная колонна имеет цилиндрический корпус, внутри которого установлены контактные устройства в виде тарелок или насадок. Снизу вверх по колонне движутся пары, поступающие в нижнюю часть аппарата из кипятильника, который находится вне колонны, т. е является выносным, либо размещается непосредственно под колонной. Следовательно, с помощью кипятильника создается восходящий поток пара. Пары проходят через слой жидкости на нижней тарелке, которую будем считать первой, ведя нумерацию тарелок условно снизу вверх. Пусть концентрация жидкости на первой тарелке равна х1 (по низкокипящему компоненту ), а ее температура t1. В результате взаимодействия между жидкостью и паром, имеющим более высокую температуру, жидкость частично испаряется, причем в пар переходит преимущественно низко летучий компонент. Поэтому на следующую (вторую) тарелку поступает пар с содержанием низко летучего компонента y1>x1.

Испарение жидкости на тарелке происходит за счет тепла конденсации пара. Из пара конденсируется и переходит в жидкость преимущественно тяжелолетучий компонент, содержание которого в поступающем на тарелку паре выше равновесного с составом жидкости на тарелке. При равенстве теплот испарения компонентов бинарной смеси для испарения 1 моль низко летучего компонента необходимо сконденсировать 1 моль тяжелолетучего компонента, т. е фазы на тарелке обмениваются эквимолекулярными количествами компонента.

На второй тарелке жидкость имеет состав х2, содержит больше низко летучего компонента, чем на первой (х2>х1), и соответственно кипит при более высокой температуре (t2<t1). Соприкасаясь с ней, пар состава у1 частично конденсируется, обогащается низко летучим компонентом и удаляется на вышерасположенную тарелку, имея состав у2>х2, и т. д.

Таким образом, пар, представляющий собой на выходе из кипятильника почти чистый ТЛК, по мере движения вверх все более обогащается низкокипящим компонентом и покидает верхнюю тарелку колонны в виде почти чистого низко летучего компонента, который практически полностью переходит в паровую фазу на пути пара от кипятильника до верха колонны.

На некотором расстоянии от верха колонны к жидкости из дефлегматора присоединяется исходная смесь, которая поступает на так называемую питающую тарелку колонны. Для того чтобы уменьшить тепловую нагрузку кипятильника, исходную смесь обычно предварительно направляют в подогреватель до температуры кипения жидкости на питающей тарелке.

Питающая тарелка как бы делит колонну на две части, имеющие различное назначение. В верхней части (от питающей до верхней тарелки) должно быть обеспечено, возможно, большее укрепление паров, т. е обогащение их НК с тем, чтобы в дефлегматор направлялись пары, близкие по составу к чистому НК. Поэтому данная часть колонны называется укрепляющей. В нижней части (от питающей до нижней тарелки) необходимо в максимальной степени удалить из жидкости НК, т. е исчерпать жидкость для того, чтобы в кипятильник стекала жидкость , близкая по составу к чистому ТЛК . Соответственно, эта часть колонны называется исчерпывающей.

1.4 Устройство, принцип действия ректификационной колонны с ситчатыми тарелками

Колонна с ситчатыми тарелками представляет собой вертикальный цилиндрический корпус с горизонтальными тарелками, в которых равномерно по всей поверхности просверлено значительное число отверстий диаметром 1-5 мм. Для слива жидкости и регулирования ее уровня на тарелке служат переливные трубки, нижние концы которых погружены в стаканы.

Газ проходит сквозь отверстия тарелки и распределяется в жидкости в виде мелких струек и пузырьков. При слишком малой скорости газа жидкость может просачиваться через отверстия тарелки на нижерасположенную, что должно привести к существенному снижению интенсивности массопередачи. Поэтому газ должен двигаться с определенной скоростью и иметь давление, достаточное для того, чтобы преодолеть давление слоя жидкости.

Ситчатые тарелки отличаются простотой устройства, легкостью монтажа, осмотра и ремонта. Гидравлическое сопротивление этих тарелок невелико. Ситчатые тарелки устойчиво работают в довольно широком интервале скоростей газа, причем в определенном диапазоне нагрузок по газу и жидкости эти тарелки обладают высокой эффективностью. Вместе с тем ситчатые тарелки чувствительны к загрязнениям и осадкам, которые забивают отверстия тарелок. В случае внезапного прекращения поступления газа или значительного снижения его давления с ситчатых тарелок сливается вся жидкость, и для возобновления процесса требуется вновь запускать колонну.

2. Расчётная часть

2.1 Материальный баланс установки

А) общий материальный баланс m_f=m_p+m_w=1,625 кг/с, где m_f- расход исходной смеси, кг/с m_p - расход дистиллята, кг/с m_w - расход кубового остатка, кг/с Б) частный материальный баланс по легкокипящему компоненту

m_f * х_f = m_p * x_p + m_w * х_w

m_f * x_f = (m_f - m_w ) * х_p + m_w * x_w

отсюда

m_w = m_f *[(x_p - x_f)/(x_p - х_w)] = 1,625*[( 0,79-0,175)/(0,79-0,0292)] = 1,3131кг/с

m_p = m_f - m_w = 1,625 - 1,3131 = 0,3119 кг/с

2.2 Определение оптимального рабочего флегмового числа

Для расчетов сосчитали массовые доли компонента в мольные, используя формулу:

х = (х/М_а)/[(х/М_а) + (1-х/М_б)], кмоль/кмоль (* 100 = мольные %)

где М_а, М_б - молярные массы соответственно легколетучего (спирта) и тяжелолетучего компонента (воды)

x_f=(x_f/M_a)/(x_f/M_a)+(1-x_f/M_б)

x_f = (0,175/32)/(0,175/32)+(1-0,175/18)*100=10,54 мольн.%

x_p=(x_p/M_a)/(x_p/M_a)+(1-х_p/M_б)

x_p =(0,79/32)/(0,79/32)+(1-0,79/18)*100=67,95 мольн.%

x_w = (x_w/M_a)/ (x_w/M_a) + (1-x_w/М_б)

x_w = (0,029/32)/(0,029/32)+(1-0,029/18)*100=1,64 мольн.%

Строим кривую равновесия по данным равновесия бинарных смесей:

для смеси метанол - вода

X - конц-ция ЛЛК в жид-ти	Y - конц-ция ЛЛК в паре	Т - тем-ра кипения двойной смеси
0	0	100
5	26,8	92,3
10	41,8	87,7
20	57,9	81,7
30	66,5	78,0
40	72,9	75,3
50	77,9	73,1
60	82,5	71,2
70	87,0	69,3
80	91,5	67,6
90	95,8	66,0
100	100	64,5

Определяем минимальное флегмовое число

R_min = (Х_р-Y_f)/(Y_f - X_f) = (67,95- 43)/(43 - 10,54)=0,77

Оптимальное рабочее флегмовое число определяем по формуле:

R = R_min*=0,77*1,7=1,309

где - коэффициент избытка флегмы, принимаем 1,6-1,8

2.3 Определение числа теоретических ступеней

Строим рабочую линию колонны. Т.к. колонна состоит из двух частей: исчерпывающей и укрепляющей, то линию строим по четырем точкам.

Уравнение линии процесса в укрепляющей части колонны

Y = R*x/(R+l) + xp/(R+l)

т.А х = х_р = 67, 95 у = х_р = 67,95

т.В х = 0

y=x_p/R+l=29,43

Соединив эти 2 точки, получаем рабочую линию укрепляющей части колонны.

Уравнение линии процесса в исчерпывающей части колонны

Y = [(R+F)/(R+l)]*x-[W/(R+l)]*x_w

F, W - относительные расходы исходной смеси и кубового остатка, т.е. отнесенные на 1 моль дистиллята т. С х = x_f = 10,54 до пересечения с линией АВ

т. Д х = x_w = 1,64

у = х_w = 1,64

Соединив эти две точки, получаем рабочую линию исчерпывающей части колонны.

АСД - рабочая линия колонны

Подсчитываем число теоретических ступеней отдельно в каждой части колонны

ЧТС_укр, ЧТС_исч, ?ЧТС = ЧТС_укр + ЧТС_исч = 2,7+3 = 5,7

2.4 Тепловой баланс

Для выполнения тепловых расчетов определяем температуры кипения и теплоемкости исходной смеси, дистиллята и кубового остатка. Строим график температурной зависимости Т = f (X).

Построив график, получили: T_f=97 ⁰C, T_w=87 ⁰C, T_p=69 ⁰C

По полученным температурам кипения для исходной смеси, дистиллята и кубового остатка находим теплоемкости ЛЛК (С_а) и ТЛК (С_б). Теплоемкость смеси при каждой температуре находим по формуле:

С_см= С_а*х -С_б*(1-х)

Таким образом, итоговым результатом должны стать значения С_смf, С_смр, С_смw

При T_f=97 ⁰C

С_сп=0,7*4,19=2933 Дж/(кг*К)

С_в=1,1*4,19=4609 Дж/(кг*К)

С_смf=2933*0,016+4609(1-0,016) = 4582,18 Дж/(кг*К)

При Tw=87 ⁰C

С_сп=0,687*4190=2878 Дж/(кг*К)

С_в=1,05*4190=4399 Дж/(кг*К)

С_смw=2878*0,105+4399(1-0,105) = 4239,29 Дж/(кг*К)

При T_p=69 ⁰C

С_сп=0,66*4190 = 2765 Дж/(кг*К)

С_в=1,1*4190 = 4609 Дж/(кг*К)

С_смр=2765*0,679+4609(1-0,679) = 3356,92 Дж/(кг*К)

Составляем уравнение теплового баланса

ПРИХОД ТЕПЛОТЫ

А) с исходной смесью в колонну

Q_f=m_f* C_смf *T_f=1,625 *4239,29*87=599329,62 Дж

Б) с флегмой

Q_R=m_R*C_смR*T_R=0,4082 *3356,92*69=94550,33 Дж

m_R=R*m_p=1,309*0,3119=0,4082 кг/с,

C_смR=С_смр=3356,92 Дж/(кг*К)

T_R = Т_р =69⁰С

В) с греющим паром

Q_г.п. =D*I_г.п. =D*2730000 Дж

Принимаем греющий пар давлением 3 кг/с*см для всех расчетов с температурой

Т_г.п. = 132,9 °С, I_г.п. = 2730 кДж/кг, r_г.п.=2171 кДж/кг

РАСХОД ТЕПЛОТЫ

A) с паром из колонны

Q_п'=m'_п*I`_п=0,7201*232978,17=167767,58Дж,

где I '_п - энтальпия пара в верхней части колонны

I'_п = r_п + C_p*t_p=1350,69+3356,92*69=232978,17 кДж/кг,

r_п - теплота парообразования, рассчитывается:

r_п = r_a*x +rб*(1-x)=1088,68*0,79+2336,36*(1-0,79)=1350,69 кДж/кг

Для точного расчета применяем метод интерполяции

r _сп=(r2-r₁)/(t₂-t₁)* [(t-t₁)+г₁]=(1013,9-1110,4)/(100-60)*[(69-60)+1110,4]=1088,68 кДж/кг

r_в=2336,36 кДж/кг

m'_n = m_p + m_R =0,3119+0,4082= 0,7201 кг/с

Б) с кубовым остатком

Q_w = m_w* C_смw *T_w=1,3131*4582,18*97=583635,47 Дж

B)с конденсатом греющего пара

Q_конд=D*C_в*T_г.п.=D*4,19*103*132,9=556,85*103*D Дж

Г) Тепловые потери

Q_пот=Q_г.п*0,05=D*2730000*0,05=1365000*D Дж

Из уравнения общего тепловою баланса находим расход греющего пара D.

Q_f +Q_R+Q_г.п.=Q_n'+Q_w+Q_конд+Q_пот

599329,62+94550,33+2730*10³*D=167767,58+583635,47+556,85*10³*D+136,5*D*10³

-57523,1= -2173013,5*D

D=0,0264 кг/с

2.5 Определение диаметра ректификационной колонны

Определяем расход и плотность пара в верхнем и нижнем сечениях колонны

V_c = m_c /с_с,

где V_c - объемный расход пара, м³/с

m_с - массовый расход пара, кг/с

с_п - плотность пара, кг/м³

с_п=М*Р*Т⁰/22,4*Р⁰*Т

где М - молярная масса смеси, кг/кмоль

Р, Т - рабочие давление и температура, кг*с/ см², К

Р⁰,Т⁰ - давление и температура при нормальных условиях

Р⁰= 1 кг*с/см²= 101,3 кПа

Т⁰= 273 К

Верхнее сечение:

m'_n= m_p*(R+l)=0,3119*(1,309+1)=0,7201 кг/с

М'_см = М_а*х_р+М_б*(1-х_р)=32*0,6795+18*(1-0,6795)=21,744+5,769=27,51 мольн.%

Р' =[ ( Р₂ - Р₁) / (t₂ - t₁) ]* (t - t₁)+ Р₁ = [ ( 0,3177 - 0,2550) / (70 - 65) ]* (69 - 65)+ 0,2550 = 0,30516*98100 = 29936,196 Па

с'_п=М_см*Р'*Т⁰/22,4*Р⁰*Тр=27,51*29936,196*273/22,4*101300*342=0,2897 кг/м³

V'_с=m`_n/с'_n=0,7201/0,2897=2,4856 м³/с

Нижнее сечение:

Массовый расход пара находим из теплового баланса кипятильника:

D*r_г.п. = m"_п * г"_п

г"_п находим методом интерполяции для каждого компонента смеси при температуре кубового остатка (T_w).

г"_п = г _а * x_w + г _б *(1- x_w ) = 1021,13*0,029+2265,94*(1-0,029) = 222983*10³ кДж/кг

г"_п = [ (г ₂ - г ₁ ) / (t₂ - t₁) ]* (t - t₁)+ г ₁

г"_{п спирта} = [ (1013,9 - 1110,4 ) / (100 - 60) ]* (97 - 60)+ 1110,4=1021,13 кДж/кг

г"_{п вода} = [ (2258,4 - 2359 ) / (100 - 60) ]* (97 - 60)+ 2359=2265,94 кДж/кг

0,028*2171*103= m"_n*2229,83

m"_n=60788/2229,83*103=0,0272 кг/с

М"_см=М_сп*x_w+M_в(1-x_w)=32*0,0164+18*(1-0,0164)=0,5248+17,70=18,23 мольн. %

с"_п=М_см"*Р"*Т⁰/22,4*Р⁰*Т_w=18,23*30506,196*273/22,4*101300*370=0,1808 кг/м³

Р"=Р' + ?P=29936,196+570=30506,196 Па

где ?Р - сопротивление со стороны тарелки

?Р = ЧТС*?Р_т=5,7*100=570 Па

где ?Р_т - сопротивление одной тарелки, принимаем 100 Па

V"_с=m"_n/с"_n=0,0272/0,1808=0,1504 м³/с

Скорость пара в колонне с ситчатыми тарелками определяется по формуле:

щ_п = (0,036/d_отв^0,2)* v( с_ж/ с_п)*Н₁

где Н₁-расстояние между тарелками, м

d_отв - диаметр отверстия, м; принимаем 5 мм

с_ж= с"_n

Н₁=0,4-0,5

щ^п = (0,036/0,005^0,2)* v (0,1808/ 0,2897)*0,5=0,1028*0,5585=0,0574 м²/с

Таким образом, определим диаметр ректификационной колонны в верхнем и нижнем сечениях колонны по формуле:

D = vV_с /0,785*щ

D_в = v(2,4856/0,785)*0,0574=7,4 м

D_н = v(0,1504/0,785)*0,0574=1,8 м

D_ср = (7,4+1,8)/2=4,6 м

Принимаем аппарат типа КСС-Р, цельносварной, с тарелками типа ТС-Р, диаметр колонного аппарата - 4000мм, диаметр колонны - 3300 мм, высота сепарационной части равна 1200 мм, высота кубовой - 3000 мм, расстояние между штуцерами для уровнемера - 1300 мм.

2.6 Определение высоты ректификационной колонны

Н_кол = Н_сеп - Н_куб + Н_тар + ?Н_доп=1200+3000+7350+800=12350 мм

Н_тар - высота тарелок в колонне.

Н_тар = (п_д-1)* h_т=(16-1)*0,5=7,5 м

где п_д - действительное число тарелок,

п_д = ЧТС+10 = 5,7+10 = 15,7 = 16

h_т - расстояние между тарелками, для всех тарельчатых колонн оно принимается от 0,4 до 0,5 м

?Н_доп - дополнительная высота на установку монтажных люков, принимается от 0,7 до 0,9 м

2.7 Расчёт насоса для подачи исходной смеси

Н - высота подъема исходной смеси в колонну (определяется по чертежу ректификационной колонны в масштабе)

з- коэффициент полезного действия, примем равным 0,75

Определяем диаметр трубопровода по формуле:

D = v V /0,785*х =v 0,0017 /0,785*2 = 0,0329 м

где V - объемный расход исходной смеси, м³/с:

х- скорость движения исходной смеси, м/с; принимаем 0,5 - 2 м/с

V = G/с=1,625/3600*955,02=0,0017 м³/с

Где с- плотность исходной смеси при температуре T_f , кг/м³

Принимаем трубу с условным диаметром

Метод интерполяции

с = [ (с₂ - с₁ ) / (t₂ - t₁) ]* (t - t₁)+ с ₁

При T_f = 870 С

с_n= с_спирт

с_спирт = [(891 - 902 ) / (100 - 80)]* (87 - 80)+ 902 = 898,15 кг/м³

с_вода = [(958 - 972 ) / (100 - 80)]* (87 - 80)+ 972 = 967,1 кг/м³

с_см = ссп*хf+ св*(1- хf)

ссм = 898,15*0,175+ 967,1*(1- 0,175) = 955,02 кг/м³

Ориентировочно определяем мощность насоса

N=V* с*g*H/ 1000 *з=0,0017*955,02*9,81*6,2/1000*0,75=0,1316 кВт

По подсчитанным данным по каталогу подбираем необходимый насос

Марка насоса	V, м3/с	Н, м столба жидкости	n, об/с	N, кВт и тип двигателя
Х 8/18	2,4*10-3	24	48,3	АО2-32-2 N=4кВт

Заключение

Я описала процесс расчёта ректификационной колонны для разделения бинарных смесей. Так же в дальнейшем я рассчитала и подобрала вспомогательное оборудование, т.е. насос.

В данной работе приведен расчёт тарельчатой ректификационной колонны для разделения бинарной смеси метиловый спирт - вода.

Вначале я определяла материальный баланс колонны и рабочее флегмовое число. Затем определяла скорость пара, диаметр колонны и высоту колонны.

В итоге я получила ректификационную колонну с параметрами:

Диаметр - 4000 мм;

Высота сепарационной части - 1200 мм;

Высота кубовой части - 3000 мм;

Общая высота колонны - 12350 мм.

Список используемых источников

1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии.

2. Багатуров С.А. Основы теории и расчёта перегонки и ректификации.

3. Жаров В.Т., Серафимов Л.А. Физико-химические основы дистиляции и ректификации.

4. Кувшинский М.Н., Соболева А.П. Курсовое проектирование по предмету «Процессы и аппараты химической технологии».

5. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии.

6. Селянина Л.И., Мариев А.А. Процессы и аппараты лесохимических и гидролизных производств.

7. http://apparats.narod.ru/rektif.htm.

8. http://www.xumuk.ru/encyklopedia/2/3870.html.

Размещено на Allbest.ru

...