Технологический расчет ректификационной установки непрерывного действия

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Технологический расчет ректификационной установки непрерывного действия



Содержание

Введение

Теоретическая часть

I. Материальный баланс

II. Определение скорости пара и диаметра колонны

III. Гидравлический расчет тарелок

IV. Определение числа тарелок и высоты колонны

V. Тепловой расчет установки

VI. Расчет тепловой установки (Подогреватель)

Заключение

Список используемой литературы

Приложение 1

Приложение 2



Введение

ректификация колонный аппарат смесь

Для разделения смеси жидкости обычно прибегают к перегонке, основанной на разной температуре кипения компонентов смеси. При испарении компонент с более низкой температурой кипения (НК) переходит в пары, а компонент с более высокой температурой кипения (ВК) остается в жидком состоянии.

Для достижения наиболее полного разделения компонентов применяют ректификацию. Ректификация заключается в противоточном взаимодействии паров образующихся при перегонке, с жидкостью, получающейся при конденсации паров.

В ректификационном аппарате снизу вверх движутся пары, а сверху подается жидкость, представляющая собой почти чистый НК.

При соприкосновении поднимающихся паров со стекающей жидкостью происходит частичная конденсация паров и частичное испарение жидкости. При этом из паров конденсируется преимущественно ВК, а из жидкости испаряется преимущественно НК.

Таким образом, стекающая жидкость обогащается ВК, а поднимающиеся пары обогащаются НК, в результате чего выходящие из аппарата пары представляют собой почти чистый НК.

Эти пары поступают в конденсатор, называемый дефлегматором, и конденсируются. Часть конденсата, возвращаемая на орошение аппарата, называется флегмой, другая часть отводится в качестве дистиллята.

Как и для всех массообменных процессов эффективность ректификации зависит от поверхности контакта фаз. Для увеличения поверхности массообмена используют различные контактные устройства насадочного или барботажного типа.

Наиболее распространенными ректификационными установками являются барботажные колонны с различными типами тарелок: колпачковыми, ситчатыми, провальными и т.п.

Наиболее универсальны колонны с колпачковыми тарелками, но при разделении незагрязненных жидкостей в установках с постоянной нагрузкой, хорошо зарекомендовали себя аппараты с ситчатыми тарелками, отличающимися простотой конструкции и легкостью в обслуживании.



Теоретическая часть

Ректификация представляет собой процесс многократного частичного испарения жидкости конденсации паров. Процесс осуществляется путем контакта потоков пара и жидкости, имеющих различную температуру, и проводятся обычно в колонных аппаратах. При каждом контакте в жидкости испаряется преимущественно низкокипящий компонент, которым обогащаются пары из паров конденсируется преимущественно высококипящий компонент, переходящий в жидкости. Такой двусторонний обмен компонентами, повторяемый многократно, позволяет получить, в конечном счете, пары, представляющие собой почти чистый низкокипящий компонент. Эти пары после конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят (ректификат) и флегму - жидкость, возвращаемую для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися парами. Пар получают путем частичного испарения снизу колонны остатка, являющегося почти чистым высококипящим компонентом.

Ректификация известна с начала XIX века как один из важнейших технологически процессов главным образом спиртовой и нефтяной промышленности. В настоящее время ректификацию все шире применяют в самых различных областях химической технологии, где выделение компонентов в чистом виде имеет весьма важное значение (в производства органического синтеза, изотопов, полимеров, полупроводников и различных других веществ высокой чистоты).

Процесс ректификации осуществляется путем многократного контакта между неравновесными жидкой и паровой фазами, движущимися относительно друг друга.

При взаимодействии фаз между ними происходит массо- и теплообмен обусловлены стремлением системы к состоянию равновесия. В результате каждого контакта компонент перераспределяются между фазами: пар несколько обогащается низкокипящим компонентом, жидкость - высококипящим. Многократное контактирование приводит к практически полном разделению исходной смеси.

Устройство ректификационных аппаратов

Рис. 1 Ректификационная колонна непрерывного действия.

1 - колонна; 2 - кипятильник; 3 - дефлегматор

Таким образом, отсутствие равновесия (и соответственно наличие разности температур фаз при движении фаз с определенной относительной скоростью и многократном их контактированиии являются необходимыми условиями проведения ректификации.

Процессы ректификации осуществляются периодически или непрерывно при различны давлениях: при атмосферном давлении, под вакуумом (для разделения смесей высококипящих веществ), а также под давлением больше атмосферного (для разделения смесей, являющихся газообразными при нормальных температурах).

Для проведения процессов ректификации применяют аппараты разнообразных конструкций основные типы которых не отличаются от соответствующих типов абсорберов. Однако в отличие от абсорберов ректификационные колонны снабжен теплообменными устройствами - кипятильником (кубом) и дефлегматором (рис. 1). Кроме того, для уменьшения потерь тепла в окружающую среду ректификационные аппараты покрывают тепловой изоляцией.

Кипятильник или куб, предназначен для превращения в пар части жидкости, стекающей из колонны, и подвода пара в ее нижнюю часть (под насадки или нижнюю тарелку). Кипятильники имеют поверхность нагрева в виде змеевика или представляют собой кожухотрубчатый теплообменник, встроенный в нижнюю часть колонны. Более удобны для ремонта и замены выносные кипятильники, которые устанавливают ниже колонны с тем, чтобы обеспечить естественную циркуляцию жидкости.

Рис- 2. Варианты установки дефлегматоров а - на колонне: б - ниже верха колонны; 1 -дефлегматоры; 2 - колонны: 3 - насос.

Дефлегматор, предназначенный для конденсация паров и подачи орошения (флегмы) колонну, представляет собой кожухотрубчатый теплообменник, в межтрубном пространстве которого обычно конденсируются пары, а в трубах движется охлаждающий агент (вода).

В случае частичной конденсации паров дефлегматоре его располагают непосредственно над, колонной, чтобы обеспечить большую компактность установки, либо вне колонны (рис 2). При этом конденсат (флегму) из нижней части дефлегматор подают непосредственно через гидравлический затвор на верх колонны, так как в данном случае отпадав необходимость в делителе флегмы.

В случае полной конденсации паров в дефлегматоре его устанавливают выше колонны, непосредственно на колонне или ниже верха колонны для того, чтобы уменьшить общую высоту установки. В последнем случае флегму из дефлегматора 1 подают в колонну 2 насосом. Такое размещение дефлегматора часто применяют при установке ректификационных колонн вне зданий, что более экономично в условиях умеренного климата.

Колпачковые тарелки.

Менее чувствительны к загрязнениям, чем ситчатые, и отличаются более высоким интервалом устойчивой работы колонны с колпачковыми тарелками. Газ на тарелку поступает по патрубкам, разбиваясь затем прорезями колпачка на большое число отдельных струй. Далее газ проходит через слой жидкости, перетекающей по тарелки от одного сливного устройства к другому.

Рис. 3. Схема работы колпачковой тарелки

При движении через слой значительная часть мелких струй распадается и газ распределяется в жидкости в виде пузырьков. Интенсивность образования пены непосредственно на колонне или ниже верха колонны для того, чтобы уменьшить общую высоту установки. В последнем случае флегму из дефлегматора 1 подают в колонну 2 насосом. Такое размещение дефлегматора часто применяют при установке ректификационных колонн вне зданий, что более экономично в условиях умеренного климата.

Задание:

Выполнить технологический расчет ректификационной установки непрерывного действия для разделения бинарной смеси бензол - метанол с определением основных геометрических размеров колонного аппарата, а также вспомогательного оборудования.

Условия проведения процесса:

Разделяемая бинарная смесь предварительно подогрета до температуры кипения.

Во всех вариантах технологических установок предусматривается горячее орошение колонн.

Производительность: G_D=80 т/сутки.

Содержание НК: X_F=0,46 моль,

X_D=0,91 моль,

X_W=0,07 моль.

Давление в колонне: П=1,1 атм.

Тип колонны: колпачковая.

Обозначения: F - исходная смесь; D - готовый верхний продукт; W - кубовый остаток; X_F, X_D, X_W - составы соответственно исходной смеси, готового верхнего готового продукта и кубовой жидкости; П - давление в колонне; НК - низкокипящий компонент.

G_D=80000/(24*3600)=0.93 кг/c.

П=1,1*760 мм рт. ст. = 836 мм рт. ст.



I. Материальный баланс

Материальный баланс колонны

При расчете процессов ректификации составы жидкостей обычно задаются в массовых долях или в процентах.

Для дальнейших расчётов необходимо концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка выразить в массовых долях:

Где: х_А - мольная доля компонента А в жидкой фазе;

- массовая доля компонента А;

x_B - мольная доля компонента B в жидкой фазе, x_B=1-x_A;

Компонент А - низкокипящий компонент;

М_А, М_В - молекулярные массы компонентов А и В.

Молекулярная масса бензола: M_б=78,11 кг/моль.

Молекулярная масса метанола: M_м=32,04 кг/моль.

Температуры кипения веществ при Р=760мм.рт.ст.:

Метанол Т_кип=64,7 ?С (НК);

Бензол Т_кип=80,1?С (ВК).

Питание:

Дистиллят:



Кубовый остаток:

Относительный мольный расход питания:

Материальный баланс колонны:

G_F=G_D+G_W.

Соответственно материальный баланс по НК:

Решим систему уравнений:



0,23*=0.511;

G_W = 2,22;

G_D= 0,93;

G_F = 3,15.

Где G_F = 3,15 кг/c - массовый расход исходной смеси;

G_D= 0,93 кг/с - массовый расход дистиллята;

G_W = 2,22 кг/с - массовый расход кубовой жидкости.

Из номограммы XIV, с. 565 [2] следует, что при заданном давлении (836 мм.рт.ст.) температура кипения бензола равна 84⁰С, температура кипения метанола 68⁰С.

В этом интервале выбирается произвольный ряд температур: 68, 70, 72, 74, 76, 78, 80, 82, 84. При этих температурах по номограмме XIV, с. 565 [2] определяются давления паров бензола и метанола.

Для вычисления равновесных составов фаз используются законы Дальтона и Рауля.

Мольная доля низкокипящего компонента Х в жидкости определяется по уравнению

Мольная доля низкокипящего компонента в паре у^* рассчитывается по уравнению



,

где Р_А, Р_В - давления насыщенных паров низкокипящего и высококипящего компонентов соответственно, мм.рт.ст.;

П - общее давление в системе, мм.рт.ст;

x и y^* - мольные доли смеси бензол-метанол в жидкости и в равновесном с ним паре.

Данные по расчету равновесного состава фаз сведены в таблицу 1.

Таблица 1. Равновесные составы жидкости и пар смеси бензол - метанол при давлении 760 мм.рт.ст.

t, 0С	Рм(нк), мм.рт.ст.	Рб(вк), мм.рт.ст.	П, мм.рт.ст.
68	836	480	836	1	1
70	900	500	836	0,84	0,90
72	950	530	836	0,73	0,83
74	1000	550	836	0,64	0,77
76	1100	580	836	0,49	0,65
78	1200	600	836	0,39	0,56
80	1300	700	836	0,23	0,36
82	1400	800	836	0,06	0,10
84	1500	836	836	0	0

По полученным данным о равновесии между жидкостью и паром строим изобары температур кипения и конденсации смеси на диаграмме t=f(x,y)

Расчет флегмового числа

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R. Минимальное флегмовое число можно рассчитать по формуле



где - мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесном с исходной смесью, определяется по диаграмме t=f(x,y) Для нашего случая Отсюда:

R= R_min 1,3+0,3=1,65*1,3+0,3=2,45

Уравнения робочих линий:

а) верхней (укрепляющей) части колонны

y = 0,71x + 0,26

б) нижней (исчерпывающей) части колонны

y = 1,33x -0,02

Строим кривую равновесия

II. Определение скорости пара и диаметра колонны

Средние концентрации жидкости:

А) в верхней части колонны



x'_ср = (x_F + x_D)/2 = (0,46+0,91)/2 = 0,685;

Б) в нижней части колонны

x''_ср = (x_F + x_w)/2 = (0,46+0,07)/2 = 0,265;

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:

А) в верхней части колонны

y'_ср = 0,65 x'_ср+0,347 = 0,65*0,685+0,347 = 0,792;

Б) в нижней части колонны

y''_ср = 1,3x''_ср - 0,0068 = 1,3*0,265-0,0068 = 0,338;

Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x, y

при y'_ср = 0,792 t'_ср = 73 °C;

Б) при y''_ср = 0,338 t''_ср = 79,5 °C.

Средние мольные массы и плотности пара:

А) M '_ср = 0,792*32,04+0,188*78,11 = 40,1 кг/кмоль;

Б) M ''_ср = 0,338*32,04+0,662*78,11 = 62,54 кг/кмоль;



Средняя плотность пара в колонне:

Найдем плотность жидкости в колонне

Чтобы найти температуру смеси в верхней части колонны, надо на диаграмме t-x, y (приложение 1, рис.1) отложить значения x_w = 0,07 и x_D = 0,91, найти соответствующие температуры.

Плотность метанола при 69°C _х = 747 кг/м³, а бензол при 82 °C _в = 813 кг/м³. Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне:

_ж = (747+813)/2 = 780 кг/м³.

Определяем скорость пара в колонне по уравнению (7.17) [2]. По данным каталога-справочника «Колонные аппараты» принимаем расстояние между тарелками h = 400мм. Для колпачковых тарелок по графику (рис.7.2) [1] находим C = 0,05.

Скорость пара в колонне по уравнению (7.17а) [2]:

Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне t_ср = (73+79.5)/2 = 76.3°C.



Диаметр колонны равен:

По каталогу-справочнику «Колонные аппараты» [3] берем D = 1800 мм, тогда скорость пара в колонне будет:

III. Гидравлический расчет тарелок

Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части и в нижней части колонны по уравнению[2]:

где Дpсух - сопротивление сухой тарелки;

Дpб - сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения;

Дpгж - сопротивление газожидкостного слоя на тарелке.

А) в верхней (укрепляющей) части колонны:

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

где ж = 4,5 - коэффициент сопротивления для колпачковых тарелок;

- скорость газа в прорезях колпачка, м/с;



Где Fc - относительная площадь для прохода паров, м2;

Pг - плотность газа, кг/м3.

В соответствии с [3] D = 1.8 м => Fc = 0.107 м², Pг = 1,54 кг/м³

.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

где  у = 20.17 Н/м- поверхностное натяжение смеси при средней температуре в верхней части колонны 73 °С[2];

dэ , м - эквивалентный диаметр отверстий тарелки [3].

где ѓ - площадь свободного сечения прорези, м.

П - периметр прорези, м.

где S = 2.54 м² - свободное сечение колонны [3].

.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Где g - ускорение свободного падения, м/с²;

k=0,5 - относительная плотность газожидкостного слоя пены[2];

р_ж - плотность жидкости, кг/м³;

l= 30 мм - расстояние от верхнего края прорезей до сливного порога;

e = 30 мм - высота прорези;

Дh - высота уровня жидкости над сливным порогом, м.

Величина Дh определяется по формуле истечения через водослив с учетом плотности пены:

где V_ж - объемный расход жидкости, м³/с;

П = 1,419 м - периметр сливной перегородки[3];

р_Ж = р_СМ = 780 кг/м³.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

где М_ср - средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль;

М_D - мольная масса дистиллята, кг/кмоль;

М_F - мольная масса жидкости питания, кг/кмоль.

М_ср = 0,685*32,04+0,315*78,11 = 68,81 кг/кмоль;

.

.

.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

.

Б) в нижней части колонны:

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

где ж = 4,7 - коэффициент сопротивления для колпачковых тарелок;

- скорость газа в прорезях колпачка, м/с;

Где F_c - относительная площадь для прохода паров, м²;

P_г - плотность газа, кг/м³.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

где  у = 19,5* Н/м- поверхностное натяжение смеси при средней температуре в верхней части колонны 79,5°С[2];

dэ , м - эквивалентный диаметр отверстий тарелки [3].

.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Где g - ускорение свободного падения, м/с²;

k=0,5 - относительная плотность газожидкостного слоя пены[2];

р_ж - плотность жидкости, кг/м³;

l= 30 мм - расстояние от верхнего края прорезей до сливного порога;

e = 30 мм - высота прорези;

Дh - высота уровня жидкости над сливным порогом, м.

Величина Дh определяется по формуле истечения через водослив с учетом плотности пены:

где V_ж - объемный расход жидкости, м³/с;

П = 1,419 м - периметр сливной перегородки[3];

р_Ж = р_СМ = 780 кг/м³.

Объемный расход жидкости в нижней части колонны, рассчитывается по формуле:

где М_ср - средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль;

М_D - мольная масса дистиллята, кг/кмоль;

М_F - мольная масса жидкости питания, кг/кмоль.

М_ср = 0,265*32,04+0,735*78,11 = 65,9 кг/кмоль;

.

.

.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:

.

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h = 0,5 м необходимое условие для нормальной работы тарелок:

Следовательно, вышеуказанное условие соблюдается.

Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях , достаточную для того, чтобы колпачковая тарелка работала всеми отверстиями:

.

Рассчитанная скорость ; следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

IV. Определение числа тарелок и высоты колонны

Наносим на диаграмму y- x рабочие линии верхней и нижней части колонны (приложение 1, рис.2) и находим число ступеней изменения концентрации n_T . В верхней части колоны части , всего 14 ступеней.

Число тарелок рассчитываем по уравнению [2]:

Для определения среднего к.п.д. тарелок находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов , и динамический коэффициент вязкости исходной смеси µ при средней температуре колонне =73°C. Динамический коэффициент вязкости исходной смеси[2]:

=0,33 сП.

=0,33*1,5*=0,5

По графику 7.4[2] находим =0,58.

Длина пути жидкости на тарелке:

L=D-2b.

По теореме Пифагора:

L==1,1 (м)

По графику 7.5 [2] найдем значение поправки на длину пути, Д=0.

Средний КПД тарелок:



.

Число тарелок в верхней части колонны:

/=6/0,58=10

Число тарелок в нижней части колонны:

/=8/0,58=14

Общее число тарелок =24, с запасом =28, из них в верхней части колонны 12 тарелок и в нижней части 16 тарелка.

Высота тарельчатой части колонны:

H_T = (n-1)h= (28-1)0,4=10,4 м.

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

=667,3*12+717,1*16 = 91481,2 Па ? 0,93кгс/см².

V. Тепловой расчет установки

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе вычисляем по формуле:



-удельная теплота конденсации хлороформа при 73

-удельная теплота конденсации бензола при 73

Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара:

-3 % от полезно затрачиваемой теплоты;

1,03(3047*+0,93*0,66*73*4190+2,22*0,46*79,5*4190-3,15*0,67*76,8*4190) = 2982640,85 Вт

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

Q=1,05**(=1,05 * 3,15*0,67*4190*(76,8-20)=527396,2 Вт

Здесь тепловые потери приняты в размере 5%, удельная теплоемкость исходной смеси - 0,67

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

Q=*(=0,93*0,66*4190*(73-25)=123447,5 (Вт)

Расход теплоты,отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

Q=*(=2,22*0,46*4190*(79,5-25)=233196,1 (Вт)

Расход греющего пара, имеющего давление и влажность 5 %:

а)в кубе-испарителе



=2982640,85 /(2141**0,95)=1,47кг/с

-удельная теплота конденсации греющего пара

б)в подогревателе исходной смеси

=0,26 кг/с

Всего: 1,47+0,26=1,73 кг/с

Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 5

а)в дефлегматоре

б)в водяном холодильнике дистиллята

в)в водяном холодильнике кубового остатка

Всего: 0,162 или 583,2

. Тепловой расчет установки (Подогреватель)

В данном случае происходит теплообмен от водяного пара к смеси органических веществ (бензол - метанол). В трубах находится смесь, а в межтрубном пространстве водяной пар. Принимаем для межтрубного пространства индекс «1», для трубного - «2».

Греющий водяной насыщенный пар имеет абсолютное давление с=0,9кгс/см². Температура конденсации водяного пара равна 96,2 (таблица LVII [2]).

Температурная схема:

Водяной пар 96,2 - 96,2

Смесь 15 - 75

Средняя разность температур:

Средняя температура смеси:

Расход смеси G₂ = 3,15кг/с.

Здесь =812,7 - плотность смеси при 46,6 (табл. IV [2]).

Найдем расход теплоты на нагрев смеси:

где с₂ = 0,52*4190 Дж/(кг*К) - средняя удельная теплоемкость смеси (рис. X [2]).

Расход сухого греющего пара с учетом 8% потерь теплоты:

.

Ориентировочно определяем максимальную величину площади поверхности теплообмена. По табл. 4.8 [2] минимальное значение коэффициента теплопередачи для случая теплообмена от конденсирующего водяного пара к органическим жидкостям (подогреватели K_мин = 120 Вт/(м²·К)).

Расчет для ламинарного режима (Re₂<2300).

Составляем схему процесса теплопередачи по типу рис. 4.23[2].

Для течения смеси при Re₂<2300 скорость в трубах должна быть меньше :

Где Па·с - динамический коэффициент вязкости смеси при температуре 46,6°С (табл. IX) [2].

=812,7 плотность смеси при температуре 46,6°С (табл. IV) [2].

А число труб на один ход трубного пространства должно быть больше 

Условию удовлетворяет (табл. 4.12) [2] теплообменник одноходовый площадью 61 с числом труб на один ход трубного пространства n =257 (общее число труб 257)

1. Коэффициент теплоотдачи для смеси.

Уточняем величину критерия Рейнольдса:



Ориентировочное значение (Gr₂Pr₂) для смеси (физические величины по табл. IV, IX, XXXII) [2]:

В величину критерия Gr₂ входит величина :

=0,75 *

t=

(Gr₂Pr₂)=

Здесь

Pr₂=0,51*4190*0,49·10^-3/0,13 = 8,05

Принимаем длину трубы L=3м, тогда:

/м²К.

Коэффициент теплоотдачи при конденсации водяного пара.

Число труб 257. Число рядов труб по вертикали n_в=17 (табл. 4.12) [2], то

Длина труб L=3м.

Вт/(м²К).

-коэффициент, зависящий от содержания воздуха в паре(рис.4.9[2])=0,3

=1010 (по табл. 4.6. [2])

Коэффициент теплопередачи при L=3 (предварительный):

- тепловая проводимость загрязнений со стороны смеси (5800 )

- коэффициент теплопроводности стали (46,5)

Уточнение принятых величин:

а) разность температур по расчету

б) определяющая температура



t=t₂+(Д t₂/2)=46,6+(37,2/2) =65,2°С.

в) уточнение

Вт/(м²·К).

г) уточненное значение коэффициента теплопередачи при L=2м:

Расчетная площадь поверхности теплообмена при L=3 м:

Аппарат с L=3м имеет площадь поверхности теплообмена:

м².

Запас площади поверхности обмена: .

Запас площади поверхности обмена положительный. Принимаем одноходвой кожухотрубчатый теплообменник с внутренним диаметром кожуха 600 мм, числом труб 257 и длиной труб L = 3м.

Определяем t_ст.1 и t_ст.2:

-поверхностная плотность теплового потока



t_ст.1 = 96,2- 4,4= 91,8 °C.

t_ст.2 =46,6+ 41,5 = 88,1 °C.



Заключение

В ходе работы была рассчитана ректификационная установка с требуемыми техническим заданием характеристиками.

На основе материального расчета рассчитаны материальные потоки в колонне и определен диаметр ректификационной колонны - 1800 мм. Найдено оптимальное флегмовое число R = 2,45. Рассчитано действительное число тарелок: 28 в верхней 12 и 16 в нижней части колонны. На основе теплового расчета выбран подогреватель (одноходовой, диаметр кожуха 600 мм, длина труб 3 м, поверхность теплообмена 61 м²).



Список используемой литературы

1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии: учебник для вузов. - М.:ООО ИД «Альянс», 2009 - 753 с.

2. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов. - М.:ООО ИД «Альянс», 2007 - 576 с.

3. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю.И.Дытнерского. - М.:ООО ИД «Альянс», 2010 - 4966 с.

Размещено на Allbest.ru