Сущность процесса ректификации

Содержание Введение

1. Физико-химические основы процесса

2. Физические свойства веществ, участвующих в процессе

3. Технологический расчёт

4. Материальный баланс

4.1 Условные обозначения

4.2 Расчетная часть

5. Тепловой баланс

5.1 Условные обозначения

5.2 Расчетная часть

6. Конструктивный расчет

6.1 Условные обозначения

6.2 Расчётная часть

7. Расчет штуцеров Перечень используемой литературы Заключение

Введение

Ректификация — разделение жидких однородных смесей на составляющие вещества или группы составляющих в результате противоточного взаимодействия паровой смеси и жидкой смеси. При этом пар непрерывно обогащается низкокипящим (легколетучим) компонентом, а жидкость — высококипящим (труднолетучим) компонентом. Ректификацией может быть достигнута любая заданная степень разделения жидких смесей. Ректификация является сложным процессом дистилляции.

Сущность процесса ректификации можно охарактеризовать как разделение жидкой смеси на дистиллят и остаток в результате противоточного взаимодействия жидкости с парами.

Процессы ректификации осуществляются периодически или непрерывно при различных давлениях: под атмосферным давлением, под вакуумом (для разделения смесей высококипящих веществ), а также под давлением больше атмосферного.

Фракционная перегонка — способ перегонки с разделением смеси на несколько фракций, в различной степени обогащенных летучим компонентом.

Этот процесс имеет большое значение в химической технике. В качестве примеров достаточно указать на разделение природных углеводородов нефти и синтетических углеводородов с целью получения моторных топлив, на выделение индивидуальных газов из их смесей путем предварительного ожижения и последующей ректификации жидкой смеси.

Задача разделения многокомпонентных смесей в практике встречается гораздо чаще, чем двухкомпонентных, поэтому ректификация многокомпонентных смесей является основным процессом ректификации в производствах.

Возможность разделения жидкой смеси на составляющие ее компоненты ректификацией обусловлена тем, что состав пара, образующегося над жидкой смесью, отличается от состава жидкой смеси в условиях равновесного состояния пара и жидкости. Известные равновесные данные для конкретной смеси позволяют проанализировать возможность разделения этой смеси, найти предельные концентрации разделения и рассчитать движущую силу процесса.

Аппараты, предназначенные для проведения процессов абсорбции и ректификации, называют соответственно абсорберами и ректификационными колонами. В зависимости от способа создания поверхности фазового контакта эти аппараты можно подразделить на три основные группы:

А) аппараты, в которых поверхностью фазового контакта является поверхность жидкости, растекающейся по специальной насадке;

Б) аппараты, в которых поверхность фазового контакта создается потоками газа (пара) и жидкости;

В) аппараты, в которых поверхность фазового контакта создается путем разбрызгивания жидкости;

Аппараты, в которых поверхностью фазового контакта является поверхность жидкости, растекающейся по насадке. К аппаратам этого типа относятся пленочные аппараты и аппараты со смоченной насадкой.

Пленочные аппараты выполняют преимущественно в виде листовой (плоско-параллельной) насадки, а в некоторых случаях в виде трубчатых теплообменников.

Аппараты со смоченной насадкой выполняются в виде цилиндрической колонны, заполненной насадочными телами (насадочные колонны).

В насадочных колоннах целесообразно размещать собирающие жидкость перегородки, расстояние между которыми равно трем-четырем диаметрам аппарата. Собирающие перегородки выполняются либо в виде усеченных конусов, либо в виде тарелок со сливными патрубками. Перегородки последнего типа более эффективны.

Аппараты, в которых поверхность фазового контакта развивается потоками газа и жидкости. В эту группу аппаратов входят насадочные колонны, работающие в режиме подвисания и эмульгирования, а также колонны с ситчатыми, решетчатыми, колпачковыми и другими тарелками.

Аппараты, в которых поверхность фазового контакта создается разбрызгиванием жидкости. В аппаратах этой группы поверхность соприкосновения фаз создается путем распыления или разбрызгивания жидкости в массе газа (пара) на мелкие капли. Абсорберы этого типа часто выполняются в виде колонн, в которых распыление жидкости производится сверху, а газ движется снизу вверх, и применяются главным образом для абсорбции из газового потока хорошо растворимых газов.

Большой интерес представляют многоколонные ректификационные аппараты. В них можно проводить разделение с минимальным расходом теплоты, используя возможности испарения и конденсация при различных давлениях. Многоколонковые и, в частности, двухколонные аппараты применяют в технике разделения газов.

Все разнообразие аппаратов для осуществления процессов дистилляции и ректификации сводится главным образом к разнообразию контактных устройств: насадок, тарелок.

Насадочные колонны. Насадочные колонны нашли применение в тех случаях, когда необходимо обеспечить малую величину задержки жидкости в колонне, небольшой перепад давления, а также для малотоннажных производств. В последние годы были созданы новые типы насадок (кольца Паля, из поперечного металла, сеток и др.), которые оказались достаточно эффективными в колоннах большого диаметра. Это создало перспективы применения насадок некоторых типов для многоэтажных производств (вакуумная перегонка мазута и т. п.).

Основные типы насадок. Насадки представляют собой твердые тела различной формы, которые загружают в корпус колонны внавал или укладывают определенным образом. Развитая поверхность насадок обуславливает значительную поверхность контакта пара и жидкости.

Для заполнния насадочных колонн широко применяют кольца Рашига, изготовленные из различных материалов, что обеспечивает универсальность их практического использования. Однако кольца Рашига обладают относительно невысокой производительностью и сравнительно высоким сопротивлением. Последнее ограничевает их применение для вакуумных процессов.

Созданные в последние годы различные модификации колец Рашига — кольца Паля, кольца Борад и другие позволили получить лучшие рабочие характеристики, чем при кольцах Рашига.

В связи с необходимостью создания насадок с низким гидравлическим сопротивлением были разработаны различные варианты регулярной укладки насадочных тел, блочные насадки, а также насадки из сеток различных конструкций.

Основными размерными характеристиками насадок являются удельная поверхность и свободный объем. Под удельной поверхностью насадки понимают суммарную поверхность всех насадочных тел в единице объема аппарата. Единица измерения в СИ м?/м?. Чем больше удельная поверхность насадки, тем выше ее эффективность, но больше гидравлическое сопротивление и меньше производительность.

Под свободным объемом насадки понимают суммарный объем пустот между насадочными телами в единице объема аппарата. Единица измерения в СИ м?/ м?. Чем больше свободный объем насадки, тем выше ее производительность, меньше сопротивление и эффективность. С увеличением размеров насадочных тел возрастает производительность, но одновременно снижается эффективность разделения.

Чтобы предотвратить растекание жидкости к стенкам колонны, насадку загружают в колонну отдельными слоями высотой от 1,5 до 3 м. Между слоями насадки устанавливают распределители различных конструкций.

Колонны, заполненные насадкой внавал, при диаметре до 150 мм могут орошаться из единичного центрального источника. Для колонн большего диаметра необходимы оросители с большим числом источников: для неупорядоченных насадок 15−30 на 1 м? сечения колонны, для упорядоченных 35−50.

Насадку укладывают на опорные распределительные решетки и плиты. Свободное сечение таких устройств должно быть по возможности больше и приближаться к величине свободного объема насадки. Чтобы насадка работала эффективно, поверхность насадки должна хорошо смачиваться жидкостью.

1. Физико-химические основы процесса Реальные жидкие смеси в тот или иной степени отклоняются от идеальных и это характеризуется положительными или отрицательными от закона Рауля.

Р= Pi * Xi — закон Рауля.

Смеси химически сходных веществ ведут себя как идеальные (бензол-толуол).

Отклонение от закона Рауля показывают свойства идеальных смесей.

1) Для идеальных смесей;

2) С отрицательным отклонением от закона Рауля;

3) С положительным отклонением от закона Рауля;

4) С минимумом полного давления;

5) С максимумом полного давления.

Первый закон Коновалова:

Линия с максимума полного соответствует обогащению пара низкокипящим компонентом. Линия минимума полного давления соответствует обогащению пара высококипящим компонентом.

Второй закон Коновалова:

Максимуму кривой общего давления пара соответствует минимум температуры кипения и наоборот.

Азеотропные смеси — нераздельно кипящие смеси, обладающие следующими свойствами:

1. Азеотропная смесь имеет минимальную или максимальную температуру кипения по сравнению со смесями этих компонентов другого состава;

2. Испарения азеотропной смеси, как и чистых веществ, происходит при постоянной температуре;

3. Азеотропная смесь испаряется без изменения состава.

Азеотропные смеси не являются химическими соединениями, так как в этом случае отсутствует закон постоянства состава вещества (состав азеотропной смеси зависит от давления).

Пары смеси, содержащие менее 0,448 мольных долей низкокипящего компонента, называются доазеотропными смесями и обогащены низкокипящим компонентом. Пары смеси, содержащие более 0,448 мольных долей низкокипящего компонента, называются заазеотропными смесями и обогащены высококипящим компонентом.

При перегонке доазеотропных смесей в остатке остается высококипящий компонент. При перегонке заазеотропных смесей в остатке остается низкокипящий компонент.

Смеси частично растворимых жидкостей. Особенностью этих жидкостей является то, что в зависимости от содержания компонентов жидкость может быть однородной или состоять из двух несмешивающихся слоев.

Сущность процесса ректификации можно рассмотреть при примере разделения двухкомпонентной смеси. При ректификации исходная смесь делится на две части: часть, обогащенную легколетучим компонентом, — дистиллят, и часть, обедненную легколетучим компонентом — остаток.

Обычно ректификационный аппарат состоит из двух частей или ступеней — верхней и нижней, каждая из которых представляет собой любым способом организованную поверхность контакта фаз между паром и жидкостью.

В нижней ступени исходная, подвергаемая разделению смеси, взаимодействует с паром, начальный состав которого равен составу остатка; вследствие этого из смеси извлекается легколетучий компонент.

В верхней ступени пар начального состава, соответствующего составу исходной смеси, взаимодействует с жидкостью, начальный состав которой равен составу дистиллята; вследствие этого пар обогащается легколетучим компонентом до требуемого предела, а менее летучий компонент извлекается из паровой фазы.

Пар для питания ректификационного аппарата получается многократным испарением жидкости, имеющий тот же состав, что и остаток, а жидкость — многократной конденсацией пара, имеющего состава, одинаковый с составом дистиллята.

Рассматривая взаимодействие пара и жидкости в ректификационном аппарате, можно сделать следующие допущения:

а) мольные теплоты испарения компонентов одинаковы, поэтому каждый килограмм-моль пара при конденсации испаряет соответственно килограмм-моль жидкости и, следовательно, мольный поток пара, движущегося в аппарате снизу вверх, одинаков при любом сечении аппарата;

б) при конденсации пара в конденсирующем устройстве агрегата не происходит изменения состава пара, и, следовательно, состав пара, уходящего из ректификационного аппарата, равен составу дистиллята;

в) при испарении жидкости в нижней части агрегата испарителя не происходит изменения ее состава и, следовательно, состав пара, образующегося в испарителе, равен составу остатка.

Количество дистиллята, полученного в конденсаторе, равно количеству пара, направляющемуся в это устройство. Полученный в конденсаторе дистиллят делится на две части — одна часть направляется в колонну (флегма), другая является отбираемым продуктом (дистиллят).

Пусть для получения 1 кмоль дистиллята необходимы испарения D кмоль жидкости и возврат в аппарат путем конденсации для взаимодействия с паровым потоком R кмоль. Последнею величину назовем флегмовым числом; она представляет собой отношение количества возвращенного в колонну дистиллята (флегмы) к количеству обратного дистиллята в виде продукта.

Количество пара, полученного в нижней части ректификационного аппарата, проходящего по колонне и переходящего в конденсатор, называемый дефлегматором, равно:

или. (1.1)

Полученное равенство доказывает, что разделение смеси при ректификации возможно в результате взаимодействия потоков пара и жидкостей в ректификационном аппарате при кратности испарения (R+1) и кратности конденсации R.

Материальный баланс ректификации по летучему компоненту может быть выражен общим для всех массообменных процессов равенством:

G_dy = L * (-dх).

Пусть количество взаимодействующих паров G моль, а жидкости L моль. Тогда, согласно принятым обозначениям, G=(R+1)*G_p, L= RG_p — для верхней части ректификационного аппарата и L= (R+F)* G_p, для нижней части аппарата. Таким образом, для верхней и нижней частей аппарата уравнения материального баланса запишутся в виде:

(R+1)*dy= R*(-dх); (1.2)

(R+1)*dy=(R+F)*(-dх). (1.3)

Для произвольного сечения верхней части аппарата получим:

(R+1)*(у_р-у)=(R+1)*(у_р-у)= R*(х_р-х). (1.4)

или

(1.5)

Для произвольного сечения нижней части аппарата, где рабочие конденсации х и у, и низа, где концентрации жидкости и пара х_(t) и у_(t) найдем:

(R+1)*(у-у_(t))=(R+1)*(у-у_(t))= (F+R)(х-х_(t)). (1.6)

или

. (1.7)

Эти уравнения являются уравнениями линий рабочих концентраций для верхней и нижней части ректификационного аппарата.

Кроме того, из уравнения для сечения аппарата, соответствующего вводу исходной смеси, и верха аппарата имеем:

(R+1)*(х_р-у_f) = R*(х_р-у_f), (1.8)

откуда

(1.9)

2. Физические свойства веществ, участвующих в процессе

2.1 Физические свойства веществ

Таблица 2.2-Задание на проектирование

3. Технологический расчёт Таблица 3.1 Равновесные составы жидкости (х) и пара (у) в мольных % и температуры кипения (t) в ^?С двойных смесей при 760 мм рт. ст.

По данным о равновесных составах двойных смесей составим графики: t-x-y диаграмму и x-y диаграмму.

Из графиков находим:

t_f = 105,2^° С y_f = 54 мол. %

t_w = 116,3^° С y_w = 5 мол. %

t_p = 101,1^° С y_p =93 мол. %

R_min — минимальное флегмовое число, соответствует режиму работы колонны, когда весь получаемый конденсат идет на орошение колонны.

R_min= (3.1)

x_p = 86

x_f = 43

x_w = 3

R_min = = 2,9

По формуле 3.2 находим рабочее флегмовое число — R:

R = R_min *? (3.2)

R = 2,9*1,4 = 4

Точка (b), необходимая для построения графика, находится по формуле:

? = (3.3)

? = = 17,2

смесь процесс баланс

4. Материальный баланс

4.1 Условные обозначения

F` - ввод исходной смеси, кг/с;

P — выход продукционного дистиллята, кг/с;

W — выход кубовой жидкости, кг/с;

Ф — выход флегмы, кг/с;

G — выход паров в верхней части колонны, кг/с;

D — расход греющего пара, кг/с;

a_f, a_p, a_w — массовые доли низкокипящего компонента в потоках;

x_f, x_p, x_w — мольные доли низкокипящего компонента в потоках;

y_f, y_p, y_w — мольные доли низкокипящего компонента в парах над жидкостью;

t_f, t_p, t_w — температуры кипения в потоках, ^оС;

R — рабочее флегмовое число;

R_min — минимальное флегмовое число.

4.2 Расчетная часть Переведем массовый расход исходной флегмы в кг/с:

F` =

F` = = 2,4 кг/с Переведем мольные доли низкокипящего компонента в жидкой фазе в массовые.

В исходной смеси:

a_f = (4.1)

a_f = = 0,18 м.д В кубовой жидкости:

a_w = (4.2)

a_w = = 0,009 м.д В дистилляте:

a_p = (4.3)

a_p = = 0,64 м.д Продукционный выход дистиллята:

W= = 1,75 кг/с Выход продукционной кубовой жидкости (высококипящего вещества):

P = F — W (4.5)

P = 2,4 — 1,75 = 0,65 кг/с Массовый расход исходной флегмы:

Ф = W * R (4.6)

Ф = 0,65 * 4 = 2,6 кг/с Выход паров в верхней части колонны:

G = W + Ф (4.7)

G = 0,65 + 2,6 = 3,25 кг/с

5. Тепловой баланс

5.1 Условные обозначения

Q — количество тепла отданное греющими парами; Вт

Q₁ — количество тепла пришедшее с исходной смесью; Вт

Q₂ — количество тепла поступившее с флегмой; Вт

Q₃ — количество тепла с паром с верхней части колонны; Вт

Q₄ — количество тепла ушедшее с кубовой жидкостью; Вт

C_p — удельная теплоемкость; Дж/кг*К

r — массовый расход греющего пара; кг/с

q — массовый расход охлаждающей воды; кг/с

t₁ — температура исходной воды; ^оС

t₂ — температура воды на выходе из дефлегматора; ^оС

D` - общий расход греющего пара на процесс ректификации; кг/с

I_p-энтальпия пара;Дж/кг

G-выход паров в верхней части колоны;

5.2 Расчетная часть Тепловой расчет куба нагрева и колонны:

С_н.к.(вода) = 4190 Дж/кг*К С_в.к.(уксусная кислота) = 2400 Дж/кг*К Рассчитываем приход тепла:

C_f = С_н.к. * a_f + С_в.к.*(1 — a_f) (5.1)

C_f = 4190*0,18+2400*(1−0,18)=2722,2 Дж/кг*К

Q₁ = F` * C_f * t_f (5.2)

Q₁ = 2,4*2722,2*90=587 995,2 Вт

Q₂ = Ф * C_ф * t_ф (5.3)

С_ф = С_н.к. * a_p + С_в.к.*(1 — a_p) (5.4)

С_ф = 4190*0,64*2400*(1−0,64)=3545,6 Дж/кг*К

t_ф = t_p — 15 (5.5)

t_ф = 105 — 15 = 90 ^оС По формуле 5.3 рассчитываем количество тепла, поступившее с флегмой:

Q₂ = 2,6*3545,6*90=829 670,4 Вт Рассчитываем расход тепла:

Q₃ = G * I_p (5.6)

а_н.к. = а_р

r_p = r_н.к. * a_p + r_в.к.(1 — а_р) (5.7)

r_p = 0,64*226 000+402000*(1−0,64)=144 640+144720=289 360 Дж/кг

I_p = r_p + C_p * t_p (5.8)

I_p = 289 360+105+3545,6=293 006,6 Дж/кг По формуле 5.6 рассчитываем количество тепла ушедшее с парами с верхней части колонны:

Q₃ = 3,25*293 006,6=952 271,45 Вт

Q₄ = W * C_w * t_w (5.9)

C_w = C_н.к. * a_w + C_в.к. * (1 — a_w) (5.10)

C_w =4190*0,009+2400*(1−0,009)=2416,11 Дж/кг*К По формуле 5.9 рассчитываем количество тепла ушедшее с кубовой жидкостью:

Q₄ = 1,75*2416,11*116,3=491 738,8 Вт

Q_прих. = Q_расх.

D` = (5.11)

По формуле 5.11 находим расход пара на процесс ректификации:

D` = = 1,3 кг/с

Тепловой расчет дефлегматора:

Q_конд = G * r_p (5.12)

r_p = r_н.к.* a_p + r_в.к.* (1- а_р) (5.13)

r_p = 0,64*226 000+402000*(1−0,64)=289 360 Дж/кг

Q_конд = 3,25*289 360=940420 Вт

Q_охл = G * C_p * (t_p — t_ф) (5.14)

Q_охл = 3,25*3545,6*(105−90)=126 755,2 Вт

Q_дефл = Q_конд + Q_охл (5.15)

Q_дефл = 940 420+126755,2=1 067 175,2 Вт Найдем массовый расход охлаждающей воды:

q = (5.16)

q = = 36,38 кг/с

6 Конструктивный расчет

6.1 Условные обозначения М_н.к. — молекулярная масса низкокипящего компонента, г/моль М_в.к. — молекулярная масса высококипящего компонента, г/моль вязкость, Па*с плотность, кг/м³

U — плотность орошения, м³/(м²*с) свободный объём, м³/м³

удельная поверхность, м²/м³

D — коэффициент диффузии, м²/с

D_k — диаметр колонны, м

H, h — высота, м

V — объём, м³

n — число слоёв насадки

q — ускорение свободного падения, м/с²

k — тангенс угла наклона линии равновесия удельный расход поглотителя

Re — критерий Рейнольдса

Nu — критерий Нуссельта

Pr — критерий Прандтля

Ar — критерий Архимеда

W — скорость, м/с

6.2 Расчётная часть Таблица 6.1-Характеристика насадки

1. Определяем общий расход пара в верхней части калонны:

(6.1)

Т=t_p+273⁰C (6.2)

M_cp= М_н.к *y_p+M_в.к(1-y_p) (6.3)

T=273+105=374 K

M_cp=18*0,93+60*(1−0,93)=20,94

4,8 м³/с

2. Определим максимально допустимую скорость пара в колонне:

(6.4)

= 974,6 кг/м³

Определяем критерий Архимеда:

(6.5)

D_э=0,027

g= 9,81 м/с По формуле 6.1 находим критерий Архимеда:

= = 2 986 495 844,8

Определим Рейнольдс газа:

Re`_г = 0,045 * Ar^0,57 (6.4)

Re`_г = 0,045 * 2 986 495 844,8^0,57 * 1,25^0,43 = 12 457,97

Определим критерий Прандтля:

Pr_г = (6.5)

D_г = (6.6)

D₀ = = 0,45 м²/с

D_г = = 0,178 м²/с

Pr_г = = 14,2

Определим критерий Нуссельта:

Nu_г = 0,407 * Re`_г^0,655 * Pr_г^0,33 (6.7)

Nu_г = 0,407 * 12 457,97^0,655 * 14,2^0,33 = 470,24

Определим значение коэффициента массоотдачи в жидкости:

Pr_ж = (6.8)

µ_ж=0,146*10^-5 *933= 0,1366

D_ж = 0,1 м²/с

Pr_ж =

Определим критерий Нуссельта для жидкости:

Nu_ж = 0,0021 * Re_ж^0,75 * (Pr_ж)^0,5 (6.9)

Для этого необходимо найти критерий Рейнольдса для жидкости:

Re_ж = (6.10)

D_к = (6.11)

(6.12)

а= 110 м²/м³

?=0,735 м³/м³

Находим фиктивную скорость подвисания по формуле 6.12:

м/с

0,08 * 20,49 = 1,63 м/с По формуле 6.11 находим диаметр колонны:

м Принимаем диаметр колонны равным 800 мм или 0,8 м.

По формуле 6.10 определим критерий Рейнольдса для жидкости:

0,9 м

N_µж=0,0021*0,9^0,75*146 451,6^0,5= 7,4

Находим оптическую плотность орошения:

(6.13)

b = 4,38 * 10^-5 м³/м² * с [6,с.213]

U_ОПТ = 4,38 * 10^-5 * 110 = 0,0048 м³/м² * с

D_K нужно скорректировать с плотностью орошения:

(6.14)

м³/м²*с Насадка смачивается полностью.

(6.15)

м Находим высоту единиц переноса для газовой фазы:

(6.16)

где a = 8,13

м

(6.17)

м

(6.18)

По формуле 6.18 находим удельный расход поглотителя:

k = 1,045

h = м Высоту насадочной колонны определяем по выражению:

H_НАС = h * (n — 1) (6.19)

где n=5

H_НАС = 4,5* (5 — 1) = 18 м Рассчитываем высоту колонны:

H = H_НАС + H_В + H_Н (6.20)

где H_В = 1000 мм

H_Н = 1000 мм

H = 18 000 + 1000 + 1000 = 20 000 мм Общая масса аппарата:

М_ап = m_обеч + m_дн + m_кр (6.21)

(6.22)

S=0,01 м

P_ст=7850 кг/м³

Находим массу обечайки:

m_обеч. = 3,14*0,8*0,01*7850*18 = 354,4 кг Подбираем днище и крышку аппарата:

D_к = 800 мм

V_кр = V_дн = 87,2 * 10^-3 м³

h_в = 200 мм

h = 40 мм

F = 0,8 м²

S = 10 мм

m_кр = m_дн = 842 кг По формуле 6.21 находим массу аппарата:

М_ап = 3549,4 + 64 + 64 = 3677,4 кг Находим массу загрузки:

(6.22)

(6.23)

кг/м³

(6.24)

м³

По формуле 6.22 находим массу загрузки:

m_загр. = (87,2* 10^-3 + 87,2 * 10^-3 + 9,04) * 965,5 = 9244,08 кг Масса нагрузки на опору с учетом запаса нагрузки 20%:

(6.25)

Па

7. Расчет штуцеров Подборы конструктивных элементов.

Рассчитываем диаметр штуцеров:

D = (7.1)

Чтобы рассчитать диаметр штуцеров, надо рассчитать объем, а для того чтобы найти объем, необходимо рассчитать плотность:

(7.2)

кг/м³

(7.3)

кг/м³

(7.4)

кг/м³

(7.5)

кг/м³

Находим объем исходной смеси:

(7.6)

м³

Находим объем кубового остатка:

(7.7)

м³

Находим объем флегмы:

(7.8)

м³

Находим выхода паров в верхней части колонны:

(7.9)

м³

По формуле 7.1 рассчитываем диаметр штуцеров:

(7.10)

м

(7.11)

м

(7.12)

м

(7.13)

м

D_F = 50 мм

D_W = 100 мм

D_Ф = 50 мм

D_G = 200 м

Перечень используемой литературы

1. Плановский А. М., Рамм В. М., Каган С. З., Процессы и аппараты химической технологии., М., Химия, 1968 г.

2. Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А., Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии., Л., Ххимия, 1986 г.

3. Соколов В. Н., Машины и аппараты химических производств., Л., Машиностроение, 1982 г.

4. Лащинский А. А., Толчинский Л. Р., Основы конструирования и расчёты химической аппаратуры ., Машиностроение, 1970 г.

5. Дытнерский Ю. И., Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию ., М., Ххимия, 1991 г.

6.Иоффе И. Л., Проектирование процессов и аппаратов химической технологии, Л., Химия, 1991 г.

Заключение

В ходе выполнения данного курсового проекта были рассчитаны материальный и тепловой балансы. Выполнен конструктивный расчёт проектируемого аппарата, в ходе которого определены основные размеры проектируемой колонны:

Диаметр колонны — 800 мм Высота колонны -16 500 мм Определены диаметры штуцеров, подобранны стандартные конструктивные элементы.

Вычерчена графическая часть: общий вид аппарата и технологическая схема ректификационной установки.