Реферат

В курсовому проекті розроблена ректифікаційна колона для отримання етилового спирту. Описана технологічна схема установки. Описані існуючи установки для отримання спирту-ректифікату. Дається характеристика матеріалу для виготовлення основних частин колони. Проведено технологічний розрахунок апарату. Виконані креслення технологічної схеми ректифікаційної установки і загального виду ректифікаційної колони.

Пояснювальна записка містить аркушів 27; рисунків 7; таблиць 6; список використаних джерел 10 найменувань.

Графічна частина містить 2 креслення формату А1.

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.

Крім потужних підприємств, галузь характеризується наявністю суттєвого наукового потенціалу — великої кількості науково-дослідних і проектно-конструкторських організацій, серед яких і такі, що вели важливі розробки науково-технічних проблем хімічної технології в колишньому Радянському Союзі.

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

У цей час перегонка й ректифікація широко поширені в хімічній технології й застосовуються для одержання різноманітних продуктів у чистому виді.

1. Літературний огляд

1.1 Основні положення перегонки

Перегонка – метод поділу рідких однорідних сумішей, що складаються із двох або більшого числа летучих компонентів.

У широкому змісті перегонка являє собою процес, що включає частковий випар поділюваної суміші й наступну конденсацію пар, що утворяться, здійснювані однократно або багаторазово. У результаті конденсації одержують рідину, склад якої відрізняється від складу вихідної суміші.

Поділ перегонкою засновано на різній летючості компонентів суміші при одній і тій же температурі. Тому при перегонці все компоненти суміші переходять у пароподібний стан у кількостях, пропорційних їх фугитивності (летючості).

У найпростішому випадку вихідна суміш є бінарної, тобто складається тільки із двох компонентів. Одержувана при її перегонці пара містить відносно більшу кількість легколетучого, або низькокиплячого, компонента (НК), чим вихідна суміш. Отже, у процесі перегонки рідка фаза збіднюється, а парова фаза збагачується НК. Рідина, що не випарувалася, природно, має склад, більш багатий важколетучим, або висококиплячим компонентом (ВК).

Ця рідина називається залишком, а рідина, отримана в результаті конденсації пар, – дистилятом, або ректифікатом.

Ступінь збагачення парової фази НК за інших рівних умов залежить від виду перегонки. Існують два принципово відмінних види перегонки: 1) проста перегонка (дистиляція) і 2) ректифікація.

Проста перегонка являє собою процес однократного часткового випару рідкої суміші й конденсації пар, що утворяться. Проста перегонка застосовна тільки для поділу сумішей, летючості компонентів якої істотно різні.

Значно більш повний поділ рідких сумішей на компоненти досягається шляхом ректифікації. Ректифікація – процес поділу гомогенних сумішей летучих рідин шляхом двостороннього масо- і теплообміну між нерівновагими рідкою й паровою фазами, що мають різну температуру й рухаються відносно один одного. Поділ здійснюється звичайно в колонних апаратах при багаторазовому або безперервному контакті фаз. При кожному контакті з рідини випаровується переважно НК, яким збагачуються пари, а з парової фази конденсується переважно ВК, що переходить у рідину. Обмін компонентами між фазами дозволяє одержати в остаточному підсумку пари, що представляють собою майже чистий НК. Ці пари, що виходять із верхньої частини колони, після їхньої конденсації в окремому апарату дають ректифікат (верхній продукт) і флегму – рідину, що повертається для зрошення колони й взаємодії з парами, що піднімаються на колоні. Знизу колони відділяється рідина, що представляє собою майже чистий ВК, – залишок (нижній продукт). Частина залишку випаровують у нижній частині колони для одержання висхідного потоку пари.

1.2 Основні закони перегонки

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 у такий спосіб: «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.

Рис. 1. Залежність тиску пар бінарної системи від складу рідкої фази

p1 і p2 — тиски пар чистих компонентів

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 рис. 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.

1.3 Криві рівноваги

Використовуючи досвідчені дані, можна побудувати графік залежності состава парової фази від состава рідкої фази (рис. 2). Крива рівноваги, зображена на рис. 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.

Рис. 2. Крива рівноваги

Закони М. С. Вревського

Графік, зображений на рис. 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 змісту спирту в нераздільнокиплячої суміші. При деякому мінімумі тиску азеотропна крапка для цієї суміші зникає й перегонка може дати абсолютний (безводний) спирт.

Поняття про дефлегмацію

При утворенні пари з рідкої бінарної суміші пари збагачуються нижчекиплячим компонентом. Розглянемо зворотний процес — конденсацію пар, що містять два компоненти. Як це видно з діаграми рівноваги (див. рис. 2), пара, що містить b % нижчекиплячого компонента, перебуває в рівновазі з рідиною, що містить а % нижчекиплячого компонента. Тому при частковій конденсації цієї пари парова фаза, що залишилася, збагачується нижчекиплячим компонентом. Така часткова конденсація, що супроводжується зміною состава фаз, називається дефлегмацією. Отже, дефлегмацією називається конденсація парової суміші, що супроводжується збагаченням парової фази, що залишилася, нижчекиплячим компонентом. Рідка фаза, що при цьому утворюється, називається флегмою. Процес дефлегмації може бути використаний також для поділу суміші летучих компонентів.

Класифікація процесів перегонки

Рис. 3. Простий кубовий апарат:

1 – куб; 2 – холодильник; 3 – топлення

На рис. 3 представлений апарат для простої перегонки – одиночний куб. Якщо поверхня куба ретельно ізольована, то можна вважати, що на внутрішній поверхні його пари не конденсуються. У такому випадку можна вважати, що апарат працює без дефлегмації, і утворяться в кубі 1 пари віддаляються в холодильник 2, де конденсуються, утворюючи дистилят D. Робочий цикл такого одиночного куба складається з наступних операцій: наповнення, нагрівання вмісту куба (навалювання) до кипіння, сгонка, спуск залишку й підготовка до наступного наповнення. У процесі перегонки процентний вміст нижчекиплячого компонента в кубі безперервно змінюється. Пари, що утворяться, містять відносно більше нижчекиплячого, чим рідка фаза; тому в міру перегонки концентрація нижчекиплячого компонента в рідині, що залишилася в кубі, зменшується. Внаслідок цього в міру перегонки зменшується зміст нижчекиплячого в парах, що утворяться. Тому, що відбираються послідовно порції, дистиляту нерівноцінні відносно змісту нижчекиплячого компонента.

Рис. 4. Прості кубові апарати з дефлегмаційними пристроями:

а – із шоломом; б – з тарілками

Тому що дефлегмація збільшує зміцнювальний ефект апарата, те кубові апарати постачають пристосуваннями для посилення дефлегмації. Найпростішим пристосуванням є шолом, установлюваний над кубом і охолоджуваний повітрям. Пізніше з'явилися куби, постачені дефлегматорами.

На рис. 4 представлені кубові апарати з дефлегмаційними пристроями. Завдяки процесу дефлегмації зміцнювальний ефект такого апарата вище зміцнювального ефекту апарата без дефлегмації. Дистилят, отриманий у такому апарату, містить більше нижчекиплячого компонента, чим дистилят, отриманий в апарату без дефлегмаційного пристрою.

Проста перегонка під вакуумом. Перегонка з водяною парою

Якщо необхідно провести перегонку при низькій температурі в кубі, прибігають до використання вакууму. Конденсатор (холодильник) з'єднують із вакуум-насосом, що відсмоктує гази, що не конденсуються. При цьому відбувається зрушення фазової рівноваги відповідно до закону Вревського.

Температуру перегонки можна також знизити, якщо перегонку робити в присутності інертного компонента. Таким компонентом найчастіше є водяна пара. Тому така перегонка називається перегонкою з водяною парою.

Схеми ректифікаційних установок

Безперервно діючі ректифікаційні установки. Ректифікаційна колона 1 має циліндричний корпус, усередині якого встановлені контактні пристрої у вигляді тарілок або насадки. Знизу нагору по колоні рухаються пари, що надходять у нижню частину апарата з кип'ятильника 2, що перебуває поза колоною. За допомогою кип'ятильника створюється висхідний потік пари. Пари проходять через шар рідини на нижній тарілці, що будемо вважати першої, ведучи нумерацію тарілок умовно знизу нагору.

Нехай концентрація рідини на першій тарілці дорівнює х1 (по низкокиплячому компоненті), а її температура t1. У результаті взаємодії між рідиною й парою, що має більше високу температуру, рідину частково випаровується, причому в пару переходить переважно НК. Тому на наступну (другу) тарілку надходить пара зі змістом НК y1 > x1.

Рис. 1. Схема безперервно діючої ректифікаційної установки:

1 — ректифікаційна колона (а — зміцнювальна частина; б — вичерпна частина); 2 — кип'ятильник; 3 — дефлегматор; 4 — дільник флегми; 5 — підігрівник вихідної суміші; 6 — холодильник дистиляту (або холодильник-конденсатор; 7 — холодильник залишку (або нижнього продукту); 8, 9 — збірники; 10 — насоси.

спирт ректифікат колона перегонка

Випар рідини на тарілці відбувається за рахунок тепла конденсації пари. З пари конденсується й переходить у рідину переважно ВК, зміст якого у вступнику на тарілку парі вище рівноважного із составом рідини на тарілці. При рівності теплот випару компонентів бінарної суміші для випару 1 моль НК необхідно сконденсувати 1 моль ВК, тобто фази на тарілці обмінюються эквимолекулярными кількостями компонентів.

На другій тарілці рідина має склад х2, містить більше НК, чим на першій (х2 > x1), і відповідно кипить при більше низькій температурі (t2 < t1). Стикаючись із нею, пара состава y1 частково конденсується, збагачується НК і віддаляється на вищерозташовану тарілку, маючи склад у2 > х2, і т.д.

У такий спосіб пар, що представляє собою на виході з кип'ятильника майже чистий ВК, у міру руху нагору усе більше збагачується низкокипящим компонентом і залишає верхню тарілку колони у вигляді майже чистого НК, що практично повністю переходить у парову фазу на шляху пари від кип'ятильника до верху колони.

Пари конденсуються в дефлегматорі 3, охолоджуваному водою, і одержувана рідина розділяється в дільнику 4 на дистилят і флегму, що направляється на верхню тарілку колони. Отже, за допомогою дефлегматора в колоні створюється спадний потік рідини.

Рідина, що надходить на зрошення колони (флегма), являє собою майже чистий НК. Однак, стікаючи по колоні й взаємодіючи з пором, рідина усе більше збагачується ВК, що конденсується з пари.

Коли рідина досягає нижньої тарілки, вона стає практично чистим ВК і надходить у кип'ятильник, що обігрівається глухим пором або інший теплоносій.

На деякій відстані від верху колони до рідини з дефлегматора приєднується вихідна суміш, що надходить на так звану живильну тарілку колони. Для того щоб зменшити теплове навантаження кип'ятильника, вихідну суміш попередньо нагрівають у підігрівнику 5 до температури кипіння рідини на живильній тарілці.

Живильна тарілка як би ділить колону на дві частини, що мають різне призначення. У верхній частині 1а (від живильної до верхньої тарілки) повинне бути забезпечене можливо більше зміцнення пар, тобто збагачення їх НК для того, щоб у дефлегматор направлялися пари, близькі, по составі до чистого НК. Тому дана частина колони називається зміцнювальною. У нижній частині 1б (від живильної до нижньої тарілки) необхідно в максимальному ступені видалити з рідини НК, тобто вичерпати рідину для того, щоб у кип'ятильник стікала рідина, близька по составі до чистого ВК. Відповідно ця частина колони називається вичерпною.

У дефлегматорі 3 можуть бути сконденсовані або всі пари, що надходять із колони, або тільки частина їх, що відповідає кількості флегми, що повертається в колону. У першому випадку частина конденсату, що залишається після відділення флегми, являє собою дистилят (ректифікат), або, верхній продукт, що після охолодження в холодильнику 6 направляється в збірник дистиляту 9. У другому випадку несконденсовані в дефлегматорі пари одночасно конденсуються й прохолоджуються в холодильнику 6, що при такому варіанті роботи служить конденсатором-холодильником дистиляту.

Рідина, що виходить із низу колони (близька по составі ВК), також ділиться на дві частини. Одна частина, як вказувалося, направляється в кип'ятильник, а інша — залишок (нижній продукт) після охолодження водою в холодильнику 7 направляється в збірник 8.

Періодично діючі установки. У виробництвах невеликого масштабу використовуються ректифікаційні установки періодичної дії (рис. 2). Вихідну суміш завантажують у куб 1, постачений нагрівальним пристроєм. Суміш підігрівається до кипіння і її пари надходять під нижню тарілку ректифікаційної колони 2. Піднімаючись по колоні, пари збагачуються HK i яким збіднюється стікаюча долілиць флегма, що надходить із дефлегматора 3 на верхню тарілку колони. Пари з колони направляються в дефлегматор 3, де вони повністю або частково конденсуються, У випадку повної конденсації рідина розділяється за допомогою дільника 4 на флегму й дистилят. Кінцевий продукт (дистилят) прохолоджують у холодильнику 5 і направляють у збірники 6.

Рис. 2. Схема періодично діючої ректифікаційної установки:

1 — куб; 2 — ректифікаційна колона; 3 — дефлегматор; 4 — дільник флегми; 5 — холодильники; 6 — збірники дистиляту.

Після того як досягнутий заданий склад залишку в кубі (про це судять по температурі кипіння рідини в ньому) залишок зливають, завантажують куб вихідною сумішшю й операцію повторюють.

Зіставляючи періодично діючу колону (рис. 2) з ректифікаційною колоною безперервної дії (рис. 1), можна помітити, що перша працює, подібно верхньої частини безперервно-діючої колони, як колона для зміцнення пар, а куб відіграє роль вичерпної частини.

Основним елементом ректифікаційної колони є контактні пристрої.

Конструкція контактного пристрою повинна забезпечувати як можна більшу величину масообміну на ньому. Це досягається в першу чергу шляхом створення розвитої поверхні контакту фаз і такої гідродинамічної обстановки, при якій коефіцієнт масопередачі буде по можливості найбільшим.

У тарілчастих ректифікаційних колонах поверхня контакту фаз утворюється в процесі руху взаємодіючих потоків на тарілках. З тарілки на тарілку рідина перетікає через переливні пристрої (стакани). Для того щоб на поверхні тарілки втримувався певний шар рідини, переливні склянки виступають над тарілкою на деяку висоту. Нижні кінці їх занурені в переливні чаші, розташовані на нижчележачих тарілках, що створює гідравлічний затвор для проходу пари через переливний стакан.

На рис. 4 представлена ситчаста тарілка із двома циліндричними зливальними склянками. Ситчасті тарілки застосовують як для чистих рідин, так і для рідин, що містять суспензії. Для перші отвори мають діаметр 2 – 3 мм, для других – 7 – 8 мм.

У колонах великого діаметра при плині рідини на тарілках створюється значна різниця між рівнями рідини при вході й виході її з тарілки. Внаслідок цього можливий нерівномірний прохід пари через отвори в різних крапках колони. Щоб усунути це явище, тарілки встановлюють із нахилом убік плину рідини; при цьому створюється однаковий рівень її на тарілці.

Істотний недолік ситчастих тарілок у тім, що рідина на них утримується тільки за рахунок тиску пари. Тому при падінні тиску в колоні рідина провалюється через отвори тарілок.

Основним достоїнством ситчастих тарілок є простота їхньої конструкції.

Ковпачкові тарілки мають різні пристрої. Основні типи ковпачкових тарілок, застосовуваних у харчових виробництвах, представлені на рис. 5, 6.

На рис. 5 і 6 показані тарілки, звичайно застосовувані для перегонки рідин, що містять зважені частки. Тарілка, зображена на рис. 6, відрізняється тим, що в ній пара барботує у рідину із двох сторін: з-під країв ковпака й з-під країв коміра. Тому рідина, що тече по вузькому кільцевому проході, вступає в тісний контакт із пором. Така тарілка називається тарілкою подвійного кип'ятіння.

Поряд з тарілковими ректифікаційними колонами в хімічних виробництвах застосовують насадочні колони. У них контакт між парою й рідиною забезпечується насадкою.

Плівкові колони. Контакт між парою й рідиною відбувається на поверхні стікаючої рідкої плівки. Пари, збагачені в результаті обміну із флегмою нижчекиплячим компонентом, віддаляються з апарата у верхній частині колони й надходять у холодильник.

Безперервно діюча ректифікація застосовна тільки на великих заводах, для яких вона представляє ряд економічних вигід. У нашій країні переважають великі спиртові заводи, і тому в нас застосовується переважно метод безперервно діючої ректифікації, яка розглянута в даному проекті.

2. Технологічна схема ректифікації

Принципова схема ректифікаційної установки представлена на рис. 2.

Рис. 2. Принципова схема ректифікаційної установки:

1 — ємність для вихідної суміші; 2, 9 — насоси; 3 — теплообмінник-підігрівник; 4 — кип'ятильник; 5 — ректифікаційна колона; 6 — дефлегматор; 7 — холодильник дистиляту; 8 — ємність для збору дистиляту; 10 — холодильник кубової рідини; 11 — ємність для кубової рідини.

Вихідна суміш із проміжної ємності 1 відцентровим насосом 2 подається в теплообмінник 3, де підігрівається до температури кипіння. Нагріта суміш надходить на поділ у ректифікаційну колону 5 на тарілку харчування, де склад рідини дорівнює складу вихідної суміші xf.

Стікаючи вниз по колоні, рідина взаємодіє з парою, що піднімається нагору, яка утворюється при кипінні кубової рідини в кип'ятильнику 4. Початковий склад пари приблизно дорівнює складу кубового залишку хw, тобто збіднений легколетким компонентом. У результаті масообміну з рідиною пар збагачується легколетким компонентом. Для більш повного збагачення верхню частину колони зрошують відповідно до заданого флегмовим числом рідиною (флегмою) складу хр, що виходить із дефлегматора 6 шляхом конденсації пари, що виходить з колони. Частина конденсату виводиться з дефлегматора у виді готового продукту поділу — дистиляту, що охолоджується в теплообміннику 7, і направляється в проміжну ємність 8.

З кубової частини колони насосом 9 безупинно виводиться кубова рідина — продукт, збагачений важколетким компонентом, що охолоджується в теплообміннику 10 і направляється в ємність 11.

Таким чином, у ректифікаційній колоні здійснюється безупинний нерівновагий процес поділу вихідної бінарної суміші на дистилят з високим змістом легколеткого компонента і кубовий залишок, збагачений важколетким компонентом.

3. Вибір конструкційного матеріалу апарата

Для конструювання апаратів харчової промисловості, що працюють під тиском згідно [2, с. 234] можна використовувати сталь 12Х18Н10Т, характеристика якої приведена нижче.

Таблиця 1

Характеристика сталі 12Х18Н10Т

Таблиця 2

Хімічний склад в % сталі 12Х18Н10Т

Таблиця 3

Механічні властивості при Т=20oС сталі 12Х18Н10Т

Таблиця 4

Физичні властивості сталі 12Х18Н10Т

Технологічні властивості сталі 12Х18Н10Т

4. Розрахунок апарату

4.1 Розрахунок основних розмірів колони

Для проведення розрахунків використовуються завдання на проектування, а також довідкові дані, які зведемо в таблицю 5.

Таблиця 5

Вихідні дані

Розрахунок колони зводиться до визначення її основних розмірів: діаметру, висоти, а також діаметрів штуцерів подачі основних компонентів.

Згідно з табл. 9 [4, с. 195] концентрація спирту в суміші: xоб. = 8,5 % об'ємних, що відповідає xмас. = 6,8 % мас.; вміст спирту в дистиляті xоб. = 88 %, або xмас. = 83,11 % мас., вміст спирту в барді xб. = 0,015 %, або xмас. = 0,012 % мас.

Продуктивність колони по живленню:

G = 3 т/год = 3000 кг/год = 3000 / 3600 = 0,833 кг/с.

Позначимо кількість одержуваного дистиляту через D (в кг/с) і кількість одержуваного залишку через R (у кг/с), запишемо рівняння матеріальних балансів процесу:

а) по речовині:

D + R = G, (1)

б) по спирту:

G ∙ xM = D ∙ xD + R ∙ xR, (2)

де xМ, xD, xR – вміст спирту в ректифікаційці, дистиляті і барді відповідно, % мас.

Вирішимо рівняння (1) і (2) відносно D і R.

З рівняння (1):

R = G – D.

Підставляючи у рівняння (2), отримаємо:

кг/с.

R = 0,833 – 0,068 = 0,765 кг/с.

Виразимо масові концентрації спирту в ректифікаційці, дистиляті й барді в мольних частках:

у спиртовій суміші:

xмол. = мол. д.

у дистиляті:

xD = мол. д.

у барді:

xR = мол. д.

Визначимо відносну мольну витрату живлення по формулі:

, (3)

де xМ, xD, xR – вміст спирту в суміші, дистиляті і барді відповідно, мол. д.

.

Визначимо флегмове число. Мінімальне флегмове число визначається по формулі [3, с. 516]:

, (4)

де yM – вміст спирту в парі, рівноважному з рідиною зі складом xM. Визначимо по табл. [4, с. 195] при xM = 2,8 % мол., yM = 23,9 % мол.

.

Робоче флегмове число приймаємо:

v = 1,4 ∙ vmin = 1,4 × 1,99 = 2,79.

Запишемо рівняння робочих ліній [3, с. 516]:

а) верхньої (концентруючої) частини колони:

; (5)

б) нижньої частини колони (виснаження):

. (6)

Підставляючи отримані дані визначимо:

.

.

Визначимо середні концентрації рідини в мольних частках у колоні:

а) у верхній частині:

= 0,5 ∙ (xM + xD) = 0,5 × (0,028 + 0,659) = 0,344;

б) у нижній частині:

= 0,5 ∙ (xM + xR) = 0,5 × (0,028 + 0,000047) = 0,014.

Визначимо середні концентрації пари в мольних частках по рівняннях робочих ліній:

а) у верхній частині:

;

б) в нижній частині:

.

Визначимо середні температури пари в колоні по [3]:

а) при = 0,427 = 42,7% мол.; = 87,5°C.

б) при = 0,097 = 9,7 % мол.; = 97,3°C.

Середня температура по колоні:

°C.

Визначимо середні молярні маси й густину пари:

а) у нижній частині колони:

кг/моль;

. (7)

кг/м3.

б) у верхній частині колони:

г/моль.

кг/м3.

Середня молярна маса у колоні:

г/моль.

Середня густина пари в колоні:

кг/м3.

Об'єм пари, що рухається в колоні, визначимо по формулі:

, (8)

Таким чином, отримаємо:

м3/с.

Швидкість пари (м/с) в колоні знаходимо по формулі Стабнікова:

, (9)

де h – відстань між тарілками, мм; z – глибина барботажного шару, мм.

Приймаючи h =170 мм; z = 35, отримаємо:

м/с.

Діаметр колони визначають по формулі:

, (10)

Підставляючи отримані дані, знаходимо:

м.

Приймаємо 1,0 м.

Витрати пари на колону визначимо по формулі:

(13)

де М – кількість вихідної суміші, що надходить на колону, кг/с; cM і tM – її теплоємність [у Дж/(кг × K)] і температура (у °C); Р – витрата пари на колону, кг/с; i, iD і if – ентальпії пари, що гріє, пари дистиляту й флегми, Дж/кг; F – кількість флегми, що надходить у колону, кг/с (F = v × D); v – робоче флегмове число; сf і tf – теплоємність і температура флегми; D – кількість одержуваного дистиляту, кг/c; R – кількість одержуваного залишку, кг/c; cR і tR – теплоємність і температура залишку; Qвт – втрати теплоти від стінок ізольованої колони в навколишнє середовище, Дж/с.

Згідно таблиць [2], [3], знаходимо iD =1350 кДж/кг; i = 2706 кДж/кг; cf » cD = 3,55 кДж/(кг×K); cR = 4,19 кДж/(кг × K); tбр = 75°C; tб = 103°С; tf = 87° С й tк = 119°С.

При прийнятих втратах теплоти Qвт = 10 кДж/с витрати пари складуть:

= 0,174 кг/с.

Величина парового потоку в колоні:

кг/с.

Рідкий потік у колоні складається з потоку вихідної спирто-водної суміші, потоку флегми:

F = v × D = 2,79 × 0,068 = 0,19 кг/с;

а також конденсату пари Gк на догрів суміші від tп = 75°С до tк = 93°С:

де cбр – середня питома теплоємність водно-спиртової суміші, Дж/(кг × К).

кг/с.

Таким чином, величина всього рідкого потоку складе:

L = Gбр + F + Gк = 0,833 + 0,19 + 0,025 = 1,048 кг/с.

Відношення парового потоку до рідкого:

G / L = 0,176 / 1,048 = 0,168.

Число теоретичних тарілок у вичерпній частині колони для концентрацій від 0,2 до 0,0047 % мол. визначимо по формулі Сореля-Харіна:

, (14)

де xn – вміст спирту в рідині на n-тарілці, % мол; K – коефіцієнт випару.

Таким чином, при K = 13, отримаємо:

.

Для концентрацій 0,2 – 65,9 мол. % число теоретичних тарілок визначимо графічним шляхом. Для цього у масштабі 1 % мол. – 5 мм, будуємо лінію рівноваги, наносимо робочі лінії й будуємо ступені процесу.

Рис. 7а. До розрахунку числа теоретичних тарілок

Рис. 7б. До розрахунку числа теоретичних тарілок

З виконаної побудови видно, що в укріпній частині (рис. 7а) число теоретичних тарілок nу = 4 і у вичерпній частині (рис. 7б) nв = 6.

Середня концентрація спирту в рідині в колоні (33,4 + 1,4) / 2 = 17,4 % мол. = 35,55 % мас. Середня температура рідини tсер = 92 °С, в’язкість μ = 0,4 мПа × с. Тоді відносна летючість компонентів складе:

, (15)

де pсп і pв – пружність парів етилового спирту і води, кПа

З [2] визначаємо pсп = 172 кПа і pв = 85,6 кПа. Таким чином:

.

Згідно рис. значенню α × μ = 2 × 0,4 = 0,8 відповідає середній ККД тарілок η = 0,5. Тоді дійсне число тарілок у колоні буде:

- в укріпній частині nу = 4 / 0,5 = 8;

- у вичерпній частині nв = (4 + 6) / 0,5 = 20.

Загальне число тарілок у колоні n = 8 + 20 = 28.

Висоту колони можна визначити по формулі:

H = (n – 1) × h + 2 · h + 3 · h, (16)

де 2 h – висота від верхньої тарілки до кришки колони, мм; 3 h – висота виварної камери колони, мм.

При відстані між тарілками h = 170 мм в укріпній частині й h = 280 мм у нижній частині колони загальна висота колони складе:

H = (8 – 1) × 170 + (20 – 1) × 280 + 2 × 170 + 3 × 280 = 7690 мм.

Розрахунок конденсатора

Теплове навантаження на дефлегматор і конденсатор складе:

Qд.к. = D × (1 + v) × rD × xвт, (17)

де D – кількість дистиляту, кг/с; v – робоче флегмове число; rD – питома теплота пароутворення, Дж/кг; xвт – коефіцієнт, що враховує втрати тепла.

По табл. [2] знаходимо rD = 1101000 Дж/кг. Таким чином, отримаємо:

Qд.к. = 0,068 × (1 + 2,79) × 1101000 × 0,97 = 275237,23 Вт.

Із цієї кількості теплоти охолодною водою віднімається в дефлегматорі:

Qд. = F × rf = v × D × rf = 2,79 × 0,068 × 1101000 = 208881,72 Вт,

а теплове навантаження на конденсатор складе:

Qк. = Qд.к. – Qд. = 275237,23 – 208881,72 = 66355,51 Вт.

Витрати води на конденсатор визначимо по формулі:

де cв – середня питома теплоємність води, Дж/(кг·°С); tвп, tвк – початкова і кінцева температура води, °С.

При середній температурі води (70 + 20) / 2 = 45°С середня питома теплоємність св = 4199 Дж/(кг·°С); густина води, ρв = 990,21 кг/м3; динамічна в’язкість води μ = 0,6 · 10-3 Па·с; коефіцієнт теплопровідності λ = 0,641 Вт/(м2 · К).

Таким чином, отримаємо:

кг/с.

Приймаємо теплообмінник типу «труба в трубі» з трубами 38×3,5 мм і 57×4 мм. Вода проходить у міжтрубному просторі.

Визначимо швидкість води:

,

де Dв – внутрішній діаметр зовнішньої труби, м; dз – зовнішній діаметр внутрішньої труби, м.

м/с.

Критерій Рейнольдса для води:

Re = , (4)

де w – швидкість руху води, м/с; dе = Dв – dз – еквівалентний діаметр міжзубного простору, м; ρв – густина води, кг/м3; μв – динамічна в’язкість води, Па·с.

Підставляючи розраховані дані, отримаємо:

Re = .

Критерій Прандтля:

Pr = == 3,93.

Визначимо коефіцієнт тепловіддачі на стороні теплоносія. При руху в міжтрубному просторі, користуються рівнянням [3, с. 299]:

Nu = 0,023 · Re0,8 · Pr0,4 × (9)

Підставляючи отримані дані, знаходимо:

Nu = 0,023 · 77090,8 · 3,930,4 = 57,38

Вт/(м2 · К).

При конденсації пари на горизонтальній поверхні, коефіцієнт тепловіддачі знаходять по рівнянню [3, с. 303]:

, (9)

де (всі фізичні константи конденсату підставляються при визначальній температурі, що дорівнює середній температурі плівки конденсату ); r – теплота конденсації пари, Дж/кг при температурі насиченої пари; H – висота стінки.

Знаходимо коефіцієнт A:

.

Підставляючи дані у формулу (9), знаходимо:

Вт/(м2 · К).

Коефіцієнт теплопередачі через стінку теплообмінного апарату визначається за формулою:

K = , (10)

де α1 – коефіцієнт тепловіддачі на стороні теплоносія, Вт/(м2·К); – сумарний тепловий опір стінки, м2×К/Вт; α2 – коефіцієнт тепловіддачі при конденсації спиртоводної пари, Вт/(м2·К).

(11)

де dст = 0,0035 м – товщина стінки трубки;

lст = 45,4 Вт/м×К – теплопровідність матеріалу труби;

r1 = r2 = 1/5600 м2×К/Вт – тепловий опір забруднень стінок [1, c.531];

м2×К/Вт.

Таким чином:

K = = 861,15 Вт/(м2 · К).

Визначимо середню різницю температур в установці:

Δtм = 79 – 73 = 6°; Δtб = 70 – 20 = 50°.

= 8,3.

Таким чином:

.

Визначимо площу поверхні нагрівання з основного рівняння теплопередачі:

м2.

Приймаємо теплообмінник «труба в трубі» з трубами довжиною 3 м.

Число секцій у теплообміннику:

, (11)

.

Приймаємо 12 секцій.

4.2 Визначення діаметрів трубопроводів

Об’ємні витрати вихідної спирто-водної суміші знаходимо з рівняння:

м3/с.

Діаметр патрубка для підведення спирто-водної суміші:

, (18)

де ω – швидкість руху суміші в трубопроводі.

Швидкість руху спирто-водної суміші в трубопроводі, як і інших рідких продуктів, рекомендується приймати в межах 0,5 – 1,0 м/с.

Таким чином:

м.

Приймаємо 40 мм.

Діаметр патрубка для подачі гріючої пари. Витрати гріючої пари:

Vг.п. = P × vп, (18)

де vп – питомий об'єм пари, м3/кг.

Vг.п. = 0,174 × 0,9186 = 0,16 м3/с.

Швидкість пари в трубопроводі приймаємо 15 — 25 м/с. Діаметр трубопроводу для підведення пари, що гріє, знаходимо з рівняння (13):

м.

Приймаємо 100 мм.

Діаметр патрубка для відводу кубового залишку. Визначимо об'єм кубового залишку:

VR = R / ρR = 0,765 / 970 = 0,00079 м3/с.

Швидкість руху кубового залишку в трубопроводі приймаємо рівною 0,3 м/с.

Діаметр патрубка для відводу кубового залишку:

м.

Приймаємо 50 мм.

Об'єм спирто-водної пари визначимо по формулі:

, (19)

м3/с.

Швидкість руху спирто-водної пари в трубопроводі, що відводить пару з колони в конденсатор, рекомендується приймати 4 – 10 м/с.

Діаметр патрубка для відводу спирто-водної пари:

м.

Приймаємо 200 мм.

Діаметр патрубка для підведення флегми. Визначимо об'єм флегми:

VF = F / ρF,

де F – кількість флегми, кг/с; ρF – густина флегми, кг/м3.

VF = 0,19 / 770 = 0,000247 м3/с.

Швидкість руху флегми в трубопроводі приймаємо рівною 1,0 м/с.

Діаметр патрубка для відводу кубового залишку:

м.

Приймаємо 40 мм.

Отримані результати округляємо у велику сторону, звіряємо зі значеннями діаметрів трубопроводів по відповідним ГОСТ і заносимо в таблицю 6.

Таблиця 6

Технологічні дані трубопроводів

Висновки

В результаті проведених розрахунків була спроектована ректифікаційна колона безперервної дії для отримання спирту. Ректифікаційні апарати є найбільш досконалими та прогресивними. У таких апаратах можна отримувати ректифікат, або спирт вищої очистки.

При проектуванні апарата були обрані найбільш ефективні конструктивні матеріали –– нержавіюча сталь. Це дасть змогу значно подовжити термін експлуатації апарату, та отримувати незабруднений продукт вищої якості.

Таким чином, розроблена ректифікаційна колона відповідає сучасним вимогам виробництва.

Список використаної літератури

1. Гочаров Ю., Долгоруков Ю., Бондаренко А., Про формування промислової політики // Економіка України №3 1999 р. с.31

2. Анурьев В.И. Справочник конструктора-машиностроителя:
Т.1–3 – М.: Машиностроение, 1980. – 557 с.

3. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. - М., 2005. - 753 с.

4. Проектирование процессов и аппаратов пищевых производств. Под ред. В. Н. Стабникова, — Киев: Вища школа. Головное изд-во, 1982.—199 с.

5. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю. И. Дытнерского. –– М.: Химия, 1983. –– 272 с., ил.

6. Стабников В. Н., Ройтер И. М., Процюк Т. Б. Этиловый спирт. М., Пищевая промышленность, 1976.

7. Гороновский И. Т., Назаренко Ю. П., Некряч Е. Ф., Краткий справочник по химии. –– К.: Наукова думка, –– 1987, 832 с.

8. Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Изд. 9-е. Л., Химия, 1981. 560 с.

9. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. – М.: Химия, 1978. - 280 с.

10. Справочник химика. т.5: Сырье и продукты промышленности неорганических веществ, процессы и аппараты, коррозия, гальванотехника, химические источники тока" М. – Л.: Химия, 1968.

11. Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технелогии. Л: Химия – 1991. 352 с.