Размещено на http://www.allbest.ru/

Вступ

Хімічний комплекс -- один з провідних у структурі сучасної економіки. Від його розвитку, як і від розвитку машинобудування, значною мірою залежить науково-технічний прогрес. Комплекс хімічних виробництв виготовляє продукцію для всіх основних галузей промисловості, транспорту, сільського господарства, оборони, побутового обслуговування та інших сфер діяльності. Він істотно впливає на рівень і темпи розвитку економіки в цілому.

Хімічна і нафтохімічна промисловість займає важливе місце в сучасному промисловому потенціалі України. Її частка в ВВП складає 5,5% [1], в загальному товарообігу промислової продукції - 6,4%, експорті промислової продукції - 12,5%. Проте потенційні можливості галузі стосовно нарощування обсягів конкурентоспроможного товарного виробництва значно вищі. Діючі хімічні і нафтохімічні підприємства здатні (за умови створення сприятливих умов для розвитку імпортозаміщуючих виробництв) поставляти до 75% хімічної продукції споживчого і промислового призначення, яку споживає внутрішній товарний ринок. Однак, сьогодні ця доля складає лише 30%, а протягом останніх трьох років вона скоротилась на третину. Суттєве скорочення споживання хімічної продукції відбулось також і в проміжному промисловому споживанні - до 8%.

Стимулювання розвитку хімічної галузі здатне призвести до ланцюгової реакції для наростаючого розвитку багатьох споживаючих галузей промисловості через забезпечення їх сучасними матеріалами і сировиною. Галузь має один з найвищих рейтингів міжгалузевого споживання.

За час кризи відбулись значні структурні зміни в попиті. Традиційно місткі споживачі хімічної продукції значно знизили її споживання через падіння обсягів виробництва, низької покупної спроможності, що стало наслідком дефіциту оборотних коштів і недоступності кредитних ресурсів. Так, хімічна промисловість протягом останніх 10 років знизила частку проміжного споживання на 5,5%, машинобудування - на 7,3%, легка промисловість - на 4,5%, вся промисловість - на 8%, що свідчить про посилення ролі непромислового споживання з одночасним послабленням ролі пріоритетних галузей-споживачів, зокрема, легкої промисловості і машинобудування. Сприяти підвищенню попиту останніх на хімічну продукцію повинна державна підтримка розвитку пріоритетних галузей економіки.

Україна має великі потенційні можливості для розвитку хімічної промисловості. На початку 90-х років вона налічувала понад 80 великих підприємств. Особливістю галузі є те, що в структурі постачання сировини, матеріалів і напівфабрикатів близько 60-- 70% їх обсягу становили поставки за зв'язками по кооперації з підприємствами республік колишнього Радянського Союзу. У цих же регіонах реалізовувалася значна частка виробленої продукції галузі.

Процес перегонки був відомий ще в стародавності. Він одержав значний розвиток у середні століття, коли навчилися одержувати етиловий спирт із продуктів бродіння крохмалю й цукровмісних матеріалів.

На сьогодні перегонка й ректифікація широко поширені в хімічній технології й застосовуються для одержання різноманітних продуктів у чистому виді.

1. Літературний огляд

1.1 Способи перегонки

Ректифікація заключається в протиточній взаємодії парів, що утворюються про перегонці, з рідиною, яка отримується при конденсації парів. Відбувається в протиточних апаратах-колонах: пара рідини що переганяється протікає знизу вверх, а на зустріч їй зверху вниз протікає рідина, що подається у верхню частину колони. Між рідкою і паровою фазами відбувається масообмін, внаслідок якого пара, по мірі її проходженням по колоні збагачуються легко летучим компонентом, а рідина іншим компонентом. В результаті цього пар, що виходить із верхньої частини колони, являє собою більш чи менш чистий легко летучий компонент, конденсація якого дає готовий продукт - дистилят, а із нижньої частини колони витікає порівняно чистий менш леткий компонент - кубовий залишок, який також, як і дистилят, може бути кінцевим продуктом перегонки [3].

Рідина, що поступає на зрошення колони, називається флегмою; її отримують шляхом конденсації парів, що піднімаються із верхньої частини колони у спеціальний конденсатор - дефлегматор. Для утворення парів в нижній елемент колони встановлюють гріючий пристрій у виді змійовика чи трубчаток, в які і підводять необхідну кількість тепла, у більшості випадків з гріючим водяним паром.

Степінь розділення рідкої суміші на складові її компоненти і чистота отриманих кубового залишку і дистиляту залежить від того, наскільки розвинена поверхня фазового контакту, а кубовий залишок визначається кількістю флегми, якою зрошується колона і конструктивним оформленням апарату.

Ректифікацію проводять як під атмосферним тиском, так і при тиску вище і нижче атмосферного. Тиск вище атмосферного застосовують в тих випадках, коли суміш що розділяється при атмосферному тиску знаходиться в газоподібному стані; ректифікацію при понижених тисках (під вакуумом) проводять для розділення високо киплячих сумішей. Атмосферний тиск застосовують при розділенні сумішей, що мають температуру кипіння від 30⁰ до 150⁰С.

1.2 Види апаратів

колона ректифікація теплообмінник холодильник

В промисловості використовують тарілчасті, насадочні, плівкові трубчасті і центробіжні плівкові апарати. Вони відрізняються в основному конструкцією внутрішньої будови апарату, призначення якого - забезпечення взаємодії рідини і пари.

В процесах перегонки перевагу віддають тарілчастим колонам, що пояснюється їх вищою продуктивністю у порівнянні з насадочними.

При виборі ректифікаційної колони для проектовоного розділення треба мати на увазі, що тарілчасті колони дуже малого діаметру значно дороще відповідних насадочних колон , але із збільшенням діаметру ціна насадочних колон дуже різко зроста.

Досвід промислових експлуатацій насадкових колон показав, що краще їх використовувати при діаметрі не більше 0,8 м. При подальшому збільшенні діаметра насадочних колон погіршується рівномірне розпреділення флегми по насадці, утворюються канали, по яким флегма збільшує свій рух, а ефективність колони різко зменшується [7].

Найбільш розповсюджені ковпачкові тарілчасті колони, але в останній час все більш застосовують сітчасті, клапанні і інші більш ефективні види барботажних установок, головним призначенням яких є максимальний розвиток між фазного контакту, що сприяє ідентифікації масообміну між парами і флегмою. Крім цього вибір типу контактного апарату визначається і таким фактором, як економія матеріалів, ціна, легкість у виробництві і ремонті, стійкості до корозії.

Основними типами апаратів для проведення процесів ректифікації являються тарілчасті і насадочні колони, які по будові принципово не відрізняються від насадочних і тарілчастих абсорберів. Крім того. В ряді випадків в основному для ректифікації під вакуумом використовують плівкові колони. Всі ці апарати, на відміну від абсорберів, покривають теплоізоляцією.

Основною відмінною особливістю ректифікаційних колон є те, що для проведення процесу ректифікації вони повинні мати відповідну теплообмінну апаратуру (кип'ятильник, підігрівач, конденсатор-дефлегматор, холодильники дистиляту і кубового залишку).

а - з повною конденсацією і подачою флегми, яка стікає сама; б- з повною конденсацією і подачою флегми насосом; в - з частковою конденсацією парів

Рисунок 1.1 - Варіанти розміщення дефлегматорів

Зазвичай дефлегматор (рисунок 1.1) встановлюють вище верхівки колони, для того, щоб флегма стікала вниз сама.

Насадочні колони, в яких гідравлічний опір значно менший , чим в тарілчастих колонах, знаходять застосування головним чином при ректифікації під вакуумом рідин з високими температурами кипіння і в тих випадках , коли для перегонки даної суміші в тарілчастій колоні необхідна була б більша кількість тарілок.

Якщо висота колони велика, то для зручності її обслуговування і зменшення висоти будівлі дефлегматор встановлюють нижче верхівки колони (рисунок 1.1 б). В цьому випадку для подачі флегми на зрошення колони необхідно встановлювати додаткового насоса. Іноді дефлегматор встановлюють на верхівці колони (рисунок. 1.1 в). При цьому із колони виходять пари в кількості, що рівна кількості дистиляту [6].

Рисунок 1.2 - Розміщення вбудованого (а) і виносного (б) кип'ятильника

Для забезпечення утворення потоку пари, що піднімається вверх, використовують різні по будові кип'ятильники, що встановлюються в середині колони (рисунок 1.2 а), або їх виносять на зовнішню сторону колони ( рисунок 1.1 б). Останній варіант на практиці використовується частіше, так як в цьому випадку легше відбувається ремонт і заміна кип'ятильника. Такі кип'ятильники зазвичай встановлюються нижче колони для покращення циркуляції кубової рідини.

Типи і конструкція апаратів, які використовуються для перегонки рідин, залежать від фізичних і хімічних властивостей речовин які необхідно розділити, їх температур кипіння, тиску, при якому відбувається розділення, і способу обігріву.

В кожній промисловості є свої характерні для даного виробництва перегонні апарати.

Пергонний куб являє собою вертикальну чи горизонтальну циліндричну ємкість, яку встановлюють піл колоною. Виносний куб з'єднаний з колоною сифонною трубою, по якій поступає рідина, і трубопроводом для видалення пару. Перегонний куб оснащують нагрівними приладами у виді трубчатки, сорочки або змійовика. Так як куб грає роль випарного апарату, в ньому намагаються створити досить інтенсивну циркуляцію рідини, для чого застосовують виносну трубчасту чи центральну циркуляційну трубу.

Куб нагрівають головним чином глухим паром, але іноді застосовують і димові гази. В останньому випадку куб розміщують в печі цегляної кладки.

Розміри перегонних кубів залежать від продуктивності установки і організації процесу (періодична чи безперервна ректифікація).

В періодично діючих установках в куб загружають відразу всю суміш, яку необхідно розділити під час одної операції. При цьому куб працює з безперервним зниженням рівня рідини. Лише в деяких випадках в куб періодично працюючої установки безперервно додають початкову суміш, для підтримання певного рівня рідини.

Корисний об'єм куба залежить від вспінення рідини, що переганяється. При перегонці рідини, яка не піниться, куб може бути загружений до 75% його об'єму; але для кращого відділення пари від рідини намагаються збільшити паровий простір і степінь заповнення кубового об'єму приймають 60%. Ємкість перегонних кубів коливається в межах 1000-25000 л. В безперервно працюючих установках кубом служить нижня частина колони ( кип'ятильник), розміри якої повинні буди достатні для розміщення нагрівних приладів.



1.3 Періодична ректифікація

Якщо при перегонці необхідно відібрати кілька фракцій з різними температурами кипіння, то встановлюють кілька збірників дистиляту ( по кількості фракцій) і по мірі протікання перегонки збирають фракції в окремий збірник [10].

Ректифікацію в періодично діючій колоні ведуть до того часу, доки не отримають в кубовому залишку рідину заданого складу, після чого обігрів куба припиняють, залишок зливають у збірник, а в куб загружають нову порцію початкової суміші, яку знову переганяють до отримання дистиляту заданого складу.

Періодичну ректифікацію проводять, як правило для розділення рідких сумішей у тих випадках, коли використання безперервної установки не цілеспрямовано. Зазвичай це характерно для технологічних процесів, в яких кількість речовин, які необхідно розділити, невелика, і необхідний певний час для накопичення цих продуктів перед розділенням, або при умовах, коли часто змінюється склад початкової суміші. Останній випадок специфічний для гнучких технологічних процесів. Один із варіантів такої установки показаний на рисунку 1.3.

Періодична ректифікація може відбуватися двома способами:

1) при постійному складі дистиляту;

2) при постійному флегмовому числі.



1-куб-кипятильник; 2-підігрівач; 3-ректифікаційна колона; 4-дефлегматор; 5-розподілювач потоку; 6-холодильник; 7-збірник

Рисунок 1.3 - Схема установки для проведення періодичної ректифікації

1.4 Безперервна ректифікація

Для безперервного протікання процесу ректифікації необхідно, щоб суміш, що подається на розділення доторкалась до зустрічного потоку пари з більшою концентрацією важко летучого (високо киплячого) компоненту, чим в суміші [10].

Так як початкова суміш поступає на ректифікацію безперервно, то при встановленому стані склад рідини і пари, на кожній частині колони залишається незмінним. В деяких випадках в дефлегматорі відбувається конденсація всїх парів, що піднімаються із колони. Отриманий конденсат ділиться на дві частини: одна частина поступає у виді флегми назад в колону, інша ж направляється в холодильник, де охолоджується до заданої температури дистиляту.

Для зменшення витрат пари іноді використовують теплоту конденсації у дефлегматорі теплоту підходящої рідини із колони для нагрівання початкової суміші, що поступає в колону, до температури її кипіння. Але так як дуже складно регулювати цей процес, краще використовувати теплоту конденсації для інших цілей, а не на роботу колони.

При безперервній ректифікації сумішей, що складаються із більш ніж двох речовин, схема установки дещо ускладнюється, так як необхідною стає колона з дефлегматором для кожного компоненту, що добувається. І ця колона також повинна складатися з двох частин - вичерпувальної і зміцнюючої.

При безперервній ректифікації сумішей, що складаються з трьох компонентів, кожен з яких потрібно виділити в більш чи менш чистому виді, можливі два види установок. В обох випадках спочатку в одній колоні відділяють один компонент від інших двох, а потім в іншій колоні розділяють ці компоненти один від одного [7].

2 

2. фізико - хімічні основи процесу ректифікації

Розрахунок ректифікаційної установки включає в себе певні витрати дистиляту і кубового залишку, розміри ректифікаційної колони і її гідравлічний опір, тепловий розрахунок колони, дефлегматора, кип'ятильника, підігрівач початкової суміші і холодильників дистиляту і кубового залишку.

Для спрощення розрахунків приймають наступні припущення.

1. Число молей пари, що рухається в апараті знизу вверх, однакове в будь-якому перерізі апарату (ця кількість пари утворюється в кубі і поступає в дефлегматор); кількість рідини, що стікає у верхній частині колони дорівнює кількості флегми, в нижній - кількості флегми і початкової суміші.

2. При конденсації пари на верхній тарілці і в дефлегматорі не відбувається суттєвих змін в складі; внаслідок цього склад пари, що виходить з ректифікаційної колони, дорівнює складу дистиляту.

3. Склад пари, що піднімається із перегінного куба в колону, дорівнює складу рідини, що стікає в куб із нижньої частини колони.

4. Мольна теплота випаровування обох компонентів рівні (теплоти змішування компонентів суміші що розділяється, дорівнюють 0 ).

5. Початкова суміш подається в колону нагрітою до температури кипіння на тарілці живлення.

6. В процесі ректифікації відсутні матеріальні втрати.

7. Підігрів відбувається глухим паром.

Матеріальний баланс колони процесу ректифікації становить:

F = D + W

F = D + W, (2.1)

де F - витрати початкової суміш, кг/с;

D - кількість дистиляту, кг/с;

W - кількість кубового залишку, кг/с;

-вміст низько киплячого компоненту в дистиляті, %(мас);

- вміст низькокиплячого компоненту, %(мас);

- вміст низькокимплячого компонента в кубовому залишку, %(мас).

При розрахунках процесу ректифікації склад рідин може бути заданий в масових чи мольних частинах або відсотках.

Перерахунок масових частин в мольні для двокомпонентних сумішей:

(2.2)

Перерахунок мольних частин в масові:

(2.3)

де М_А, М_В, М_сm - мольні маси компонентів і суміші, кг/моль.

х_А- вміст легко летучого компоненту в суміші;

Мольна маса суміші визначається так:

(2.4)

В залежності від взаємної розчинності компонентів розрізняють наступні типи подвійних сумішей:

1. Суміші взаєморозчинних речовин, тобто таких, які розчиняються одна в одній у любих співвідношеннях. Ці суміші в свою чергу діляться на три групи:

а) суміші рідин, в яких сили з'єднання між молекулами обох компонентів такіж, що і між молекулами окремо взятих компонентів (ідеальна суміш);

б) суміш із позитивними відхиленнями від закону Рауля, в якому сили з'єднання між молекулами низькокиплячих і високо киплячих речовин менші, чим між молекулами кожного з компонентів;

в) суміші з від'ємними відхиленнями від закону Рауля, в яких сили з'єднання між молекулами низькокиплячих і висококиплячих компонентів більші, ніж між молекулами кожного з компонентів.

2. Суміші рідин. Що не розчинні одна в одній.

3. Суміші частково розчинних рідин.

Спряженість процесів масообміну і тепло переносу є специфікою процесу ректифікації, що приводить до певних наслідків, що ускладнюють аналіз і розрахунок даного процесу:

1) температура кипіння кубової рідини вища температури кипіння дистиляту (і звичайно флегми). Якщо різниця між цими температурами значна, то вклад масообміну внаслідок цього може бути помітним.

2) іноді можлива зміна фізичних властивостей середовища по висоті колони, що може вплинути не лише на швидкість масообміну, але і на величину поверхні контакту фаз ( покращення або погіршення змочюваності насадки). Остання обставина пов'язана в основному зі зміною поверхневого натягу рідини як наслідком зміни її складу і температури.

3) Допускання про аналізі і розрахунку ректифікаційної колони рівності молярних теплот випаровування компонентів іноді може дати значні відхилення. Аналіз цих можливих ефектів необхідно проводити в кожному окремому випадку.

4) нижня частина ректифікаційної колони працює при великому зрошенні у порівнянні із верхньою, тому часто необхідно розраховувати верхню і нижню частини колони окремо.

Разом з тим необхідно відмітити, що всі названі вище ефекти зазвичай прискорюють процес масообміну. Тому у випадку, якщо при розрахунку процесу ректифікації використовуються рівняння, отримані для процесу абсорбції, це, як правило, дає запас продуктивності і ефективності колони.

При виборі оптимальних умов роботи ректифікаційної установки необхідно враховувати витрати тепла і основні параметри (температура і тиск) теплоносія - граючої пари і охолоджуючої води, а також необхідні розміри як самої колони, так і з'єднаних з нею теплообмінних апаратів (кип'ятильник, нагрівач початкової суміші, дефлегматор і холодильник парів). Всі ці фактори взаємозв'язані і залежать від температури і агрегатного стану суміші що подається на розділення.

Початкова суміш може поступати в колону не лише в рідкому стані, а і в газоподібному чи суміші рідини і газу.

Процес ректифікації відбувається багаторазовим контактом між нерівноважною рідкою і пароподібною фазами, що рухаються одна одній на зустріч. При взаємодії фаз між ними відбувається масообмін і теплообмін,який обумовлений бажанням системи до стану рівноваги. Таким чином відсутність рівноваги при русі фаз з певною відносною швидкістю і багаторазовим їх контактуванням є невід'ємною умовою процесу ректифікації.

Необхідно зазначити, що витрати тепла на процес ректифікації досить великий. Тому при проектуванні ректифікаційної установки необхідно розглянути можливість рекуперації частини тепла, що витрачається.

Найбільш помітна економія можлива при використанні принципу теплового насосу, коли пар, що виходить із колони, зжимається у компресорі до тиску, який необхідний до даної температури його конденсації в кубі кип'ятильника. При цьому відпадає необхідність конденсатора-дифлегматора і певної кількості води. Що була б затрачена на конденсацію. Очевидно. Що найбільш раціональне застосування останнього варіанту при розділенні сумішей з близькими температурами кипіння.

Якщо кубовий залишок є водою з малою кількістю домішок, то краще проводити його підігрів гострим паром, а не через стінки кип'ятильника, тобто в цьому випадку відпадає необхідність кип'ятильника і відбувається пришвидшення процесу тепло переносу, внаслідок прямого контакту теплоносіїв.

Часткове попереднє нагрівання початкової суміші можна провести пропустивши її через дефлегматор чи холодильники дистиляту і кубового залишку. При цьому, крім економії теплоти на нагрівання початкової суміші, зменшуються витрати води, що призначена для охолодження в дефлегматорах і холодильниках. Тому при розрахунку ректифікаційної установки необхідно обрати раціональну теплову схему, що основана на техніко-економічних розрахунках.

Для двох взаємно розчинних рідин правило фаз може бути записане так:

S = K - f + 2 = 2 - 2 + 2 = 2,

де S -- число ступенів волі; f -- число фаз; K -- число компонентів.

Таким чином, правило фаз указує на те, що із трьох параметрів (температури t, тиску р і концентрації C), що визначають стан системи, довільно можуть бути обрані два. Так, якщо задатися температурою й тиском, то склад системи (концентрація) буде певним як для рідкої, так і для парової фази.

Перший закон Д. П. Коновалова сформульований так: «Пара, що перебуває в рівновазі з розчином, завжди містить у надлишку той компонент, додаток якого до розчину знижує температуру кипіння». Інакше кажучи, пара збагачується тим компонентом, додаток якого до рідини підвищує загальний тиск пар над нею.

Цей закон визначає якісний склад парової фази. Розглянемо для приклада систему етиловий спирт-вода. Додаток до рідкої фази спирту викликає в цій системі зниження температури кипіння. Отже, при кипінні парова фаза буде збагачуватися парами спирту.

В основу класифікації бінарних сумішей летучих компонентів покладена функціональна залежність загального тиску пар бінарної системи від складу рідкої фази. Залежно від розчинності компонентів друг у другу крива приймає той або інший вид.

Рисунок - 2.1 Залежність тиску пар бінарної системи від складу рідкої фази

Для розчинів, крива тиску яких має максимум або мінімум, існує деякий склад рідкої суміші, при якому пари, що виділяються, мають той же склад, що й рідка фаза. Така суміш називається нероздільнокиплячої або азеотропної. Положення цієї суміші на графіку р-х установлюється другим законом Д. П. Коновалова: «В екстремумах тисків пари (або точок кипіння) сумішей состави рідкої й парової фаз збігаються».

Цей закон установлює, що якщо на кривий склад-тиск є крапка перегину (лінія 3 і 5 на рисунок 2.1), те в цій крапці концентрації компонентів в обох фазах будуть однакові. До цієї групи нероздільнокиплячих сумішей ставляться суміші етилового спирту й води, етилового спирту й бензолу й ін.

Використовуючи досвідчені дані, можна побудувати графік залежності складу парової фази від складу рідкої фази (рисунку 2.2). Крива рівноваги, зображена на рисунку 2.2, будується в координатах y-х (% мол.) або в координатах b-а (% мас.). Відповідно до першого закону Д. П. Коновалова крива для системи етиловий спирт -- вода проходить вище діагоналі. Отже, пара буде збагачений спиртом у порівнянні з рідкою фазою. Однак крива перетинає діагональ в одній точці у відповідності із другим законом Д. П. Коновалова. Ця точка показує склад нероздільнокиплячої суміші і є азеотропною крапкою. При нормальному тиску нероздільнокипляча суміш системи етиловий спирт -- вода містить 95,57% мас. спирту при температурі кипіння 78,15° С; при цьому ж тиску температура кипіння етилового спирту дорівнює 78,3, а води -- 100° С.

Рисунок 2.2 - Крива рівноваги, закони М. С. Вревського

Графік, зображений на рисунку 2.2, побудований для ізобаричних умов. При зміні тиску в системі змінюється й положення кривої рівноваги.

Закони, що управляють зміною рівноваги при зміні тиску в системі, установлені учнем Д. П. Коновалова М. С. Вревським. М. С. Вревський сформулював два закони.

1. При підвищенні температури кипіння (тиску) розчину двох рідин у парах зростає відносний зміст цього компонента, випар якого вимагає більшої витрати енергії.

2. При підвищенні температури (тиску) кипіння розчинів, пружність пари яких має максимум, у нероздільнокиплячої суміші зростає відносний вміст того компонента, випар якого вимагає більшої витрати енергії.

При підвищенні температури кипіння розчинів, пружність пари яких має мінімум, у нероздільнокиплячої суміші наростає відносний вміст того компонента, випар якого вимагає меншої витрати енергії.

Закони М. С. Вревського вказують на те, що зі зменшенням тиску при низьких концентраціях спирту в рідині (до 21% мол.) збільшується зміст води в парах, а при більше високих концентраціях спирту в рідині збільшується зміст спирту в парах.

Що стосується азеотропної крапки, то зменшення тиску в системі веде до збільшення вмісту спирту в нераздільнокиплячої суміші. При деякому мінімумі тиску азеотропна крапка для цієї суміші зникає й перегонка може дати абсолютний (безводний) спирт.

3. ОПИС ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ

Суміш етанол - вода подається в ємність 1 з температурою 24 ? С звідки насосами 2, 3 подається у підігрівач 4, де суміш підігрівається парою до температури кипіння 100 ?С. Гріюча суміш надходить у ректифікаційну колону 5, де вона розділяється на дистилят та кубовий залишок. Дистилятом є етанол, як низько кипляча рідина. Етанол у вигляді пари надходить у дефлегматор, де охолоджується водою і конденсується у вигляді рідини. Бензол надходить у розподільник 7, з якого частина етанолу (флегма) повертається у ректифікаційну колону 5, а інша частина охолоджується у холодильнику 8 і надходить у ємність 9, а далі насосом 16 - до споживача.

Внизу ректифікаційної колони 5 утворюється кубовий залишок, який містить невелику частку етанолу 4%(мас). Кубовий залишок представляє собою паро - рідинну суміш, частина якої виходячи із ректифікаційної колони підігрівається у кип'ятильнику 10 і подається знову в нижню частину колони. Друга частина кубового залишку 11, звідки після охолодження надходить у ємність 12. Із ємності 12 кубовий залишок насосом 15 подається до споживача.

Для нагрівання вихідної та паро - рідинної суміші у підігрівач 4 використовується пара, в іншій теплообмінній апаратурі (дефлегматорі 6, холодильнику 11) використовується вода.

З підігрівача 4 і 3 кип'ятильника 10 сконденсована пара через конденсатовідводами (КО₁ та КО₂) находить у трубопровід конденсату (28).

4. ОПИС ОСНОВНОГО АПАРАТА

Основним апаратом в курсовому проекті є тарілчаста ректифікаційна колона з клапанними одно поточними тарілками типу ТКП.

В сталевій колоні матеріали деталей, які мають контакт з обробляємими рідинами, вироблені із сталі Х18Н10Т.

На апараті встановлено люк Ж, дренаж Р, лаз П тощо.

Діаметр колони 1000 мм, висота 10200 мм.

Ректифікаційна колона має 28 тарілок: у верхній укріплюючій частині колони тарілок 22, а у нижній вичерпній частині - 8 тарілок.

Конструктивними особливостями клапанних тарілок є перемінні перерізи для газу і пари, які змінюються із зміною завантаження колони за газом (парою). Конструктивні особливості клапанних тарілок дозволяється зберігати висоту, інтенсивність масопередачі майже у всьому допустимому інтервалі зміни завантажень колони.

Площа вільного перерізу клапанних тарілок складає 8 - 15% загальної площі перерізу колони.

Клапани представляють собою кришки, які прикривають отвори на тарілці під дією власної маси і тиском шару рідини. При збільшення навантаження колони за газом чи парою клапан піднімається і вільний переріз для проходу газу збільшується.



5. розрахунок основного обладнання

5.1 Матеріальний баланс ректифікаційної колони

Продуктивність колони за дистилятом D та кубовомим залишком W визначаються з рівння матеріального балансу колони:

F = D + W (5.1)

F = D + W;

Із системи рівнянь знаходиться продуктивність колони за кубовомим залишком за формулою:

(5.2)

де F - витрати початкової суміш, кг/с;

-вміст низько киплячого компоненту в дистиляті, %(мас);

- вміст низькокиплячого компоненту, %(мас);

- вміст низькокимплячого компонента в кубовому залишку, %(мас).

Кількість дистиляту D визначається за формулою:

(5.3)

D

Концентрація заданої початкової суміші, дистиляту і кубового залишку в мольних частках визначаються за формулою:

(5.3)

де М_е і М_в - відповідно молекулярні маси етанолу і води, кг/кмоль.

Кількість етанолу в початковій суміші визначається за формулою:

(5.4)

Початкова суміш складає 100%, вміст етанолу становить 35%, тому процентний вміст води в початковій суміші становить 65%.

Кількість води в початковій суміші визначається за формулою:

(5.5)

де - масова концентрація води в початковій суміші.

або 4680.

Кількість етанолу в дистиляті визначається за формулою:

(5.6)

0,65 або 2340.

Кількість води в дистиляті визначається за формулою:

(5.7)

Кількість етанолу в кубовому залишку визначається за формулою:

(5.8)

Кількість води в кубовому залишку визначається за формулою:

(5.9)

Отримані дані зведені в таблиці 5.1.

Таблиця 5.1 - Матеріальний баланс ректифікаційної колони безперервної дії

Надходження	Витрати
Стаття	кг/год	%	Стаття	кг/год	%
Початкова суміш, в тому числі: етанол вода	7200 2520 4680	100 35 65	Дистилят, в тому числі: етанол вода	2412 2340 72	33,5 32,5 1
			Кубовий залишок, в тому числі: етанол вода	4788 180 4608	66,5 2,5 64
Усього	7200	100	Усього	7200	100

Рівняння робочих ліній визначається за формулою:

, (5.10)

де R - робоче флегмове число.

Робоче флегмове число визначається за формулою:

R = R_мін • в. (5.11)

де R_мін - мінімальне флегмове число;

в - надлишок флегми.

Для суміші етанол - вода надлишок флегми приймаю в інтервалі: 1,1 - 10 а саме: 1,05; 1,35; 1,75; 2,35 [6, с. 26].

Мінімальне флегмове число визначається за формулою:

(5.12)

де , - мольні частки легко летучого компонента відповідно у вихідній суміші і дистиляті, кмоль/кмоль суміші;

- концентрація етанолу у парі, який знаходиться в рівновазі з вихідною сумішшю, кмоль/кмоль суміші.

Концентрація етанолу у парі знаходиться із діаграми, побудованої із рівноважного складу рідини і пари бінарної системи етиловий спирт - вода, які наведені в таблиці 4.2 [6, додаток Х, ст.. 818]



Таблиця 5.2 - Рівноважний склад рідини (х) і пари (у) бінарної системи етанол - вода і температури кипіння (t, ? С) під тиском 760 мм.рт.ст.

x, кмоль/кмоль суміші	y, кмоль/кмоль суміші	T, °C	x, кмоль/кмоль суміші	y, кмоль/кмоль суміші	T, °C
0	0	100	0,5	0,654	80
0,05	0,332	90,5	0,6	0,699	79,4
0,1	0,442	86,5	0,7	0,753	79
0,2	0,531	83,2	0,8	0,818	78,6
0,3	0,576	81,7	0,9	0,898	78,4
0,4	0,614	80,8	1	1	78,4

З рисунку 5.1 знаходиться , який становить = 0,52, отже за формулою (5.12):

Робочі флегмові числа для в за формулою (5.11) складають:

;

;

;

.

Тоді рівняння робочих ліній відповідно R визначається за формулою (5.10) і становлять:

;

;

;

.

Робочі лінії відсікають на вісі у значення у₀ і почитаються з точки В. З точки А проводяться лінії до перетину робочих ліній з прямою DE. Між робочими і рівноважною лінією проводять відрізки, паралельні вісям координат (рисунок 4.1). Кількість трикутників, які утворились внаслідок такої побудови в межах зміни концентрації - , відповідають числу теоретичних тарілок у верхній (укріплюючій) частині колони, а кількість трикутників, які утворились в межах змін концентрації - - кількість теоретичних тарілок в нижній (вичерпній) частині колони.

Отримані дані зводяться в таблицю 5.3

Таблиця 5.3 - Дані для визначення оптимального флегмового числа

у0	0,41	0,36	0,3	0,25
в	1,05	1,35	1,75	2,35
R		1,59	2,07	2,77
Nт	27	25	24	21
	60,48	64,75	73,68	79,17

Один з можливих наближених методів розрахунку R полягає в знаходженні такого флегмового числа, якому відповідає мінімальний добуток , пропорційний об'єму ректифікаційної колони, (N - кількість ступенів зміни концентрації або теоретичних тарілок, яка визначає висоту колони, а R + 1 - витрати парів і, отже переріз колони).

Згідно даних таблиці 4.3 будую графік залежності R = f [R +1 • N_т], звідки визначаю оптимальне флегмове число R_опт за найменшим добутком N_т • (R +1)

Оптимальне флегмове число складає R_опт = 1,3.

Середні масові витрати (навантаження) по рідині для верхньої частини колони знаходять з відношень:

(5.13)



(5.14)

де М_D - молярна маса дистиляту;

М_в - середня молярна маса рідини у верхній частині колони, кг/кмоль;

М_н - середня молярна маса рідини у нижній частині колони, кг/кмоль.

Молярна маса дистиляту визначається за формулою:

(5.15)

Середні молярні маси рідини у верхній і нижній частині колони знаходяться за формулами:

(5.16)

(5.17)

де х_ср.в. - середній мольний склад рідини у верхній частині колони, кмоль/кмоль сумуші;

х_ср.н. - середній мольний склад рідини у нижній частині колони, кмоль/кмоль суміші.

Середні молярні концентрації у верхній частині колони знаходяться за формулами:

(5.18)

(5.19)

Тоді

Середня мольна маса рідини у нижній частині колони визначається за формулою :

Тоді середні масові витрати рідини складають:

Середні масові витрати пари у верхній G_В та нижній G_н частина колони визначаються за формулами:

(5.20)

(5.21)

де М_в' - середня молярна маса пари у верхній частині колони, кг/кмоль;

М_н' - середня молярна маса пари у нижній частині колони, кг/кмоль.

Середні морялні пари знаходяться за формулами:

М_в' = М_е • у_ср.в. + М_в. • (1 - у_ср.в); (5.22)

М_н' = М_е • у_ср.н. + М_в. • (1 - у_ср.н), (5.23)

де у_сер.в.- середній мольний склад пари у верхній частині колони, кг/кмоль;

у_сер.н. - середній мольний склад пари у нижній частині колони, кг/кмоль.

Середній мольний склад пари знаходиться за формулою:

(5.24)

(5.25)

Значення y_D, y_f, y_w знаходжу із графіку на рисунку 4.3. Вони становлять y_D = 0,93, y_f = 0,52, y_w = 0,175.

Тоді

Отримані дані підставляю у формули (4.22) та (4.23) та отримую:

М_в' = 46 • 0,725 + 18 • (1 - 0,725) = 38,3 кг/моль;

М_н' = 46 • 0,35 + 18 • (1 - 0,35) = 27,8 кг/моль.

Тоді середні масові потоки пари у колоні становлять:

Існує багато тарілчастих колон в залежності від виду тарілки. Вибір тарілок залежить від багатьох факторів.

При виборі тарілок користуються таблицею 5.2 [1, с. 203].

Я вибираю ректифікаційну колону з клапанними тарілками, оскільки ці тарілки мають невеликі капітальні витрати, легкість запуску та зупинки.

Для коапанних тарілок швидкість газу в колоні визначається за формулою (7):

(5.26)

де с_р - густина рідкої фази за даних умов, кг/м³;

с_п - густина пари за даних умов, кг/м³.

Температура у верхній частині колони визначається з рисунку 4.2.

Для газової фази:

- у верхній частині колони t_у.в = 79,2 ? С;

- у нижній частині колони t_у.н = 95,9 ? С.

Для рідкої фази:

- у верхній частині колони t_у.в = 78,9 ? С;

- у нижній частині колони t_у.н = 81,2 ? С.

Густина газової фази с_у.в. та с_у.н. визначається за формулою:

(5.27)

де Т_в - абсолютна температура, К.

Густина граючої фази визначається за формулою:

с_х = с_е • х_сер.в. + с_в.• (1 - х_сер.в.). (5.28)

Густина компонентів суміші складає:

с_е⁶⁰ = 754 кг/м³;

с_е⁸⁰ = 735 кг/м³;

с_е¹⁰⁰ = 716 кг/м³;

с_в⁶⁰ = 983 кг/м³;

с_в⁸⁰ = 972 кг/м³;

с_в¹⁰⁰ = 958 кг/м³ [5, табл IV, ст. 512].

Густину компонентів при температурах 78,9 ? С та 81,2 ? С визначають інтерполяцією:

Отже густина суміші у верхній та нижній частині колони складає:

с_х.в. = 763,05 • 0,55 + 972,61 • (1 - 0,55) = 857,35 кг/м³;

с_х.н. = 733,86 • 0,095 + 971,16 • (1 - 0,095) = 948,62 кг/м³.

Тоді швидкість газу в колоні дорівнює:

Орієнтовний діаметр колони визначається за формулою:

(5.29)

Тоді для верхньої та нижньої частини колони діаметр складає відповідно:

За отриманими даними приймаю діаметр колони із стандартного ряду 1000 мм [1, с.222]. При цьому робоча швидкість пари за формулою (5.29) буде дорівнювати:

щ = 2,83 • (0,725/1)² = 1,49 м/с.

Для колони з діаметром 1000 мм вибираю клапанну тарілку ТКП одно поточну з наступними технічними характеристиками:

Вільний переріз колони 0,78 м²

Робочий переріз тарілки 0,5 м²

периметр зливу 0,84 м

переріз переливу 0,14 м²

шаг 50 мм

кількість клапанів 48 шт

кількість рядів клапанів

на потік 6 шт

Швидкість пари у робочому перерізі тарілки визначаю за формулою:

(5.30)

- робочі переріз тарілки, м².

Тоді

Висота освітленого шару рідини h₀ для клапанних тарілок знаходяться за формулою:

(5.31)

де q - лінійна густина зрошування, м³/(м•с);

h_пер - висота переливу перегоробки, м;

µ - в'язкість рідини, мПа•с;

у_х - поверхневий натяг суміші, мН/м;

у_в - поверхневий натяг води при середній температурі в колоні, мН/м;

щ - швидкість газу в колоні, м/с;

m - показник ступеню, що дорівнює 0,05 - 4,6 • h_пер.

Лінійна густина зрошування знаходиться за формулою:

м³/(м•с), (5.32)

де l_сл - периметр зливу, м.

Висоту переливного порогу приймаю h_пер = 0,052 м [1, с 139]

Тоді

m = 0,05 - 4,6 • 0,052 = - 0,189.

Значення поверхневого натягу знаходяться за формулою:

у = у_{е.Хсер.в.} + у_в • (1 - х_сер.в.). (5.33)

Поверхневий натяг компонентів суміші [5, ст.. 526] складає:

у_е⁶⁰ = 19 • 10^-3 н/м;

у_е⁸⁰ = 17,3 • 10^-3 н/м;

у_е¹⁰⁰ = 15,5 • 10^-3 н/м;

у_в⁶⁰ = 66,2 • 10^-3 н/м;

у_в⁸⁰ = 62,6 • 10^-3 н/м;

у_в¹⁰⁰ = 58,9 • 10^-3 н/м.

Середня температура в колоні складає:



? C.

Поверхневий натяг води при середній температурі в колоні скаладає:

Поверхневий натяг компонентів при температурах 78,9 ?С та 81,2 ?С визначають інтерполяцією:

Поверхневий натяг суміші складає:

у_в = 18,06 • 10^-3 • 0,55 + 62,79 • 10^-3 (1 - 0,55) = 38,19 • 10^-3 н/м;

у_н = 17,19 • 10^-3 • 0,095 + 62,38 • 10^-3 (1 - 0,095) = 58,09 • 10^-3 н/м.

В'язкість суміші компонентів знаходиться за формулою:

lgµ_x = x_сер • lgµ_е + (1 - x_сер) • lgµ_в. (5.34)

В'язкість компонентів суміші [5, табл. ХІ, с. 516] становить:

µ_е⁶⁰ = 0,591 мПа • с;

µ_е⁸⁰ = 0,435 мПа • с;

µ_е¹⁰⁰ = 0,326 мПа • с;

µ_в⁶⁰ = 0,469 мПа • с;

µ_в⁸⁰ = 0,357 мПа • с;

µ_в¹⁰⁰ = 0,284 мПа • с.

Динамічний коефіцієнт в'язкості компонентів при температурах 78,9 ?С та 81,2 ?С визначають інтерполяцією:

В'язкість суміші становить:

lgµ_x.в. = 0,55 • lg0,444 + (1 - 0,55) • lg0,363 = - 0,392

µ_x.в. = 10^-0,395 = 0,406 мПа • с;

lgµ_x.в. = 0,095 • lg0,363 + (1 - 0,095) • lg0,353 = - 0,451

µ_x.в. = 10^-0,519 = 0,354 мПа • с.

Тоді за формулою (5.31) висота світлого шару рідини на тарілці відповідно для верхньої а нижньої частини колони дорівнює

h₀^в = 0,787 • 0,001^0,2 • 0,052^0,56 • 2,45^-0,189 • [1 - 0,31exp - ^{0,11 • 0,406}] • • (38,19 • 10^-3 /62,51 • 10^-3)^0,09 = 0,0215 м;

h₀^н = 0,787 • 0,001^0,2 • 0,052^0,56 • 3,21 ^-0,189 • [1 - 0,31exp - ^{0,11 • 0,354}] • • (58,09 • 10^-3 /62,51 • 10^-3)^0,09 = 0,0198 м.

Паривміст барботажного шару визначається за формулою:

(5.35)

де Fr - критерій Фруда.

Критерій Фрунда визначаться за формулою:

(5.36)

Критерій Фрудда відповідає для верхньої та нижньої частини колони становить:

Тоді паровміст барботажного шару становить:

Коефіцієнт дифузії для рідини при заданій температурі можна розрахувати за методом Уілка [3, ст. 274] за формулою:

(5.37)

де Т - температура, К;

µ - в'язкість розчинника при заданій температурі, Па•с;

F - фактор дифузії, К/(м²•Па).

Приймаю фактор дифузії F = 1,99 • 10 ¹⁴ [5, рис ХІІІ, с.275].

Коефіцієнт дифузії рідкої фази відповідно для верхньої та нижньої частини колони дорівнюють:

Коефіцієнт дифузії для газової фази розраховується за формулою:



(5.38)

де Т - температура за даних умов, К;

с - тиск за даних умов, МПа;

х_е, х_в - мольні об'єми компонентів суміші, см³/моль.

Мольні об'єми парів визначаються за формулою:

х = 11 (С) + 7,8 (О') + 12,2 (О'') + 5,5 (Н), см³/моль, (4.39)

де С - кількість атомів карбону у молекулі газу;

О' - кількість атомів оксигену у молекулі газу зв'язаного азотом карбону одиничним зв'язком;

О'' - кількість атомів оксисену у молекулі зв'язаного з азотом карбону подвійним зв'язком;

Н - кількість атомів гідрогену в молекулі газу.

Мольні об'єми відповідно етанолу та води становить:

х_е = 11 • 2 + 5,5 • 6 + 7,8 • 1 = 62,8 см³/моль;

х_в = 5,5 • 2 + 7,8 • 1 = 18,8 см³/моль.

Коефіцієнт дифузії відповідно для нижньої та верхньої частини колони дорівнюють:

Коефіцієнт масовіддачі для рідкої фази визначається за формулою:

(5.40)

де µ_у - в'язкість парової суміші, Па•с;

U - густина зрошування, м³/(м² • с).

Густина зрошування визначається за формулою:

, (5.41)

де S - площа перерізу тарілок, м².

Густина зрошування відповідно для нижньої та верхньої частини колони дорівнює:

В'язкість парової суміші знаходиться за формулою (4.34).

В'язкість компонентів суміші знаходиться за формулою на рисунку 1-21 (номограмі) [8, с. 107 ] і складає:

µ_е^79,2 = 107 • 10^-7 Па • с;

µ_в^95,9 = 110 • 10^-7 Па • с;

µ_в^79,2 = 119• 10^-7 Па • с;

µ_в^95,9 = 127 • 10^-7 Па • с.

В'язкість газової суміші визначається за формулою:

(5.42)

де у₁, у₂ - мольна концентарація компонентів суміші, кмоль/кмоль суміші.

В'язкість газової суміші відповідно у верхній та нижній частині колони складають:

Тоді коефіцієнт масовіддачі для рідкої фази становить:

Коефіцієнт масовіддачі для газової фази визначається за формулою:

(5.43)

де F_c - вільний переріз колони, для клапанної колони дорівнює 10% загального перерізу колони, м².

Коефіцієнт масовіддачі для газової фази дорівнюють:

Перераховую коефіцієнти масовіддачі на кмоль/(м² • с):

– для верхньої частини колони:

в_х._в. = в_х._в. •;

в_х._в. = ;

або в_х._в. = 0,134 • 3600 = 483,29 ;

в_у._в. =

або в_у._в. = 0,0297• 3600 = 106,886

– для нижньої частини колони

в_х._н. =

або в_х._н. = 0,426 • 3600 = 1534,55

в_у._н. =

або в_у._н. = 0,0247 • 3600 = 88,76

Коефіцієнт масо передачі розраховується за формулою:

(5.45)

де m - коефіцієнт, який дорівнює тангенсу кута нахилу рівноважної лінії.

Коефіцієнт m знаходиться за формулою [4, 5 том, с. 678].

(5.46)

де у*, х* - рівноважні концентрації низько-киплячого компоненту в парі і рідині.

Значення х, у, у* та х* знаходяться на рисунку 4.4.

Значення К_у, m розраховуються для визначення дійсної кількості тарілок, яка необхідна для визначення висоти колони. Рівноважна лінія на рисунку 4.4 будується за даними таблиці 4.2, що відповідає R_опт, визначається за формулою:

у_о =; (5.47)

Тоді

у_о =;

На рисунку 4.4 необхідно побудувати кінетичну криву. Між кінетичною кривою та робочими лініями визначається кількість дійсних тарілок. Знаючи кількість дійсних тарілок, знаходиться висота колони.

Для побудови кінетичної кривої приймаю довільні значення х: 0,05; 0,1; 0,2; 0,3; 0,4; 0,5; 0,6; 0,7; 0,8; 0,9.

Для значень х визначаю m і К_у за формулами (5.45) та (5.46).

Тоді



Для побудови кінетичної кривої проводжу на діаграмі х - у (рисунок 5.8) ряд вертикальних прямих А₁В₁, А₂В₂, А₃В₃ і т.д. Отримані між лініями робочих концентрації і кривою рівноваги відрізок ділю у співвідношенні:

Е = е^ny, (5.48)

де Е - відносний коефіцієнт видалення;

n_y - кількість одиниць переносу на одній тарілці.

Кількість одиниць переносу визначається за формулою:

n_y = (5.49)

де S_т - робоча площа тарілки, м².

G_вих.у. - вихідні витрати пари, кмоль/год.

Вихідні витрати пари розраховуються за формулою:

(5.50)

Для цього переводжу D з кг/год у кмоль/год, поділивши значення D у кг/год на молярну масу газової суміші, тоді

D = 2112/43,96 = 54,87 кмоль/год.

Робоча площа тарілки визначається за формулою:

S_т = S_кол - 2 • S_злив, м² (5.51)

де S_кол - площа перерізу колони, м²;

S_злив - площа перерізу, яка зайнята зливними пристроями, м².

Площа перерізу знаходиться за формулою:

S_злив. = (5.52)

де d_к - діаметр колони, м;

б - центральний кут.

Приймаю, що відношення між довжиною зливного пристрою b і діаметром колони d_к дорівнює 0,6, отримую величину центрального кута б = 73,8 ? С (рисунок 4.9)



Рисунок 4.9 - До визначення величини центрального кута

D = 1 м, b = 0,6 м; 0,3/0,5 = sinб/2;

б/2 = arcsin (0,3/0,5); б = arcsin 2.

Тоді переріз одного зливного пристрою складає:

S_злив =

а робоча площа тарілки -

S_т = 3,14 • 0,6², м².

Кількість одиниць переносу однієї тарілки становить:

Тоді



Вимірюю лінійкою довжину лінії , які становлять:

Тоді

Значення становить:

Відміряв відрізки на лініях , ставлю точки С₁, С₂, С₃ тощо і з'єдную всі точки С між собою. Отримую кінетичну криву.

Дані для побудови кінетичної кривої зведені в таблицю 5.3.



Таблиця 5.3 - Дані для побудови кінетичної кривої

Вид розрахункових величин	Цифрові значення
1	2	3	4	5	6	7	8	9	10	11
х	0,05	0,1	0,2	0,3	0,4	0,5ф	0,6	0,7	0,8	0,9
Ку, кмоль/ (м2•год)	106,3	114,1	116,12	108,1	93,96	87,65	107,29	104,94	103,79	85,19
Gвих.у., кмоль/год	126,2
ny	1,89	0,203	0,208	0,192	0,167	0,156	0,303	0,187	0,185	0,152
eny	1,21	1,23	1,23	1,21	1,18	1,17	1,35	1,21	1,2	1,16
, мм	20,5	21,5	2	0,5	2,5	4,5	6	6,5	6	4,5
, мм	17	18	1,63	0,41	2,12	4	4,4	5,4	5	3,9

Між кінетичною і робочими лініями проводжу перпендикуляри, які утворюють трикутники, кількість яких відповідає кількості дійсних тарілок. Їх кількість складає 28: 22 тарілки у верхній укріплюючій частині колони, а 6 тарілок в нижній вичерпній частині колони.

Висота колони визначається за формулою:

H_k = (N_д -1) • h + z_B + z_H, м, (5.53)

де h - відстань між тарілками, м;

z_B - відстань від верхньою тарілкою та кришкою колони, м;

z_H - відстань між тарілкою та днищем колони, м.

Приймаю [1, с 235]

h = 0,3 м;

z_B = 0,6м; z_H = 1,5м.

H_k = (28 -1) • 0,3 + 0,6 + 1,5 = 10,2 м.

Гідравлічний опір тарілок колони знаходиться за формулою:

(5.54)

де ?Р_в - опіт тарілок верхньої частини колони, Па;

? Р_н - опір тарілок нижньої частини колони, Па.

Гідравлічний опір тарілок визначається за формулою:

?Р = ?Р_с + ?Р_h + ?P_в, (5.55)

де ?Р_с - опір сухої тарілки, Па;

?Р_h - опір світлого шару рідини на тарілці, Па;

?P_в - опір зумовлений силами поверхневого натягу, Па.

Опір сухої тарілки визначається за формулою:

?Р_с = о •щ_m²+, (5.56)

де о - коефіцієнт опору сухих тарілок для клапанних тарілок дорівнює 3,6 [1, с. 210];

F_c - відносний вільний переріз тарілки, м².

F_c = 0,78 • 0,0769 = 0,06 м² [1, с. 222].

Тоді відповідно до верхньої частини колони колони опір сухої тарілки складає:

?Р_с.в. = 3,6 • 2,8² + = 212, 95 Па;

?Р_с.н. = 3,6 • 2,8² + = 156 Па.

Опір світлового шару рідини на тарілці знаходиться за формулою:

?Р_h = g • с_x • h₀. (5.57)

Для верху колони:

?Р_h.в. = 9,81 • 857,35 • 0,0214 = 180 Па.

Для низу колони:

?Р_h.н. = 9,81 • 935,88 • 0,021 = 192,8 Па.

Гідравлічний опір тарілок, зумовлений силами поверхневого натягу знаходиться за формулою:

(5.58)

де d_екв - еквівалентний діаметр отворів у тарілці, м.

Еквівалентний діаметр отвору знаходиться за формулою:

, (5.59)

де f_ог. - площа отвору, м²;

П - периметр отвору, м;

f_ог. = 0,78/48 = 0,016 м² [1, с. 222].

Тоді

а

Па;

Па.

Тоді гідравлічний опір тарілки становить:

?Р_в = 212,95 + 180 + 1,9 = 394,85 Па;

?Р_в = 156 + 192,8 + 2,78 = 351,58 Па.

Тоді гідравлічний опір колони дорівнює:

?Р_к = 394,85 • 22 + 351,58 • 6 = 10796,18 Па.



5.3 Тепловий баланс

Для теплових розрахунків визначаю температури кипіння і теплоємкість початкової суміші, дистиляту і кубового залишку.

Для визначення температур кипіння на осі абсцис наношу склад початкової суміші x_F = 0,174, кубового залишку x_W = 0,016 і дистиляту 0,927. Із отриманих точок проводжу вертикальні прямі до пересікання з кривою температур кипіння. Із цих точок проводжу горизонтальні прямі до пересікання з віссю ординат. Температури кипіння у відповідних точках пересікання мають наступні значення:

для кубового залишку t_W = 100 ?C;

для початкової суміші t_F = 84 ?C;

для дистиляту t_D = 78 ?C (рисунок 4.2).

Теплоємність етилового спирту при температурі 78 ? С, 84 ?С та 100 ?С складає 3226,3 Дж/(кг • К); 3310,1 Дж/(кг • с); 3477,7 Дж/(кг • с) [5, рис. ХІ, ст.. 562].

Теплоємність води для цих же температур становить: 4231,9 Дж/(кг • К); 4399,5 Дж/(кг • с); 4609 Дж/(кг • с) [5, рис. ХІ, ст.. 562].

Теплоємність вихідної суміші, дистиллята і кубового залишку, які представляють собою суміш еталону та води, визначаються за формулами:

- вихідної суміші

(5.60)

де - теплоємкість етанолу за даною температурою, Дж/(кг • К);

- теплоємність води за даної температури, Дж/(кг • К).

c_f = 3310,1 • 0,174 + 4399,5 • (1 - 0,174) = 4209,94 Дж/(кг • с);

– дистиляту



(5.61)

с_D = 3226,3 • 0,927 + 4231,9 • (1 - 0,927) = 3299,17 Дж/(кг • с);