Проект лінії виробництва вінілацетату

Зміст

• 1. Технології виробництва вінілацетату
• 1.1 Огляд методів виробництва вінілацетату
• 1.2 Побічні продукти синтезу вінілацетату та методи їх використання
• 1.3 Обґрунтування та доцільність обраного методу ректифікації суміші оцтова кислота — вода у виробництві вінілацетату
• 2. Вибір та опис технологічного вузла ректифікації
• 3. Технологічна характеристика основного обладнання вузла ректифікації
• 4. Розрахунок ректифікаційної колони
• 4.1 Технологічний розрахунок
• 4.1.1 Матеріальний баланс і продуктивність по дистиляту та кубовому залишку
• 4.1.2 Побудова ізобар температур кипіння і конденсації та рівноважної кривої
• 4.1.3 Визначення мінімального флегмового числа
• 4.1.4 Визначення оптимального флегмового числа
• 4.1.5 Середні масові витрати (навантаження, кг/с) по рідині для верхньої і нижньої частин колони
• 4.1.6. Середні масові потоки пари у верхній G_в (кг/с) і нижній G_н (кг/с) частинах колони
• 4.1.7 Визначення швидкості пари і діаметра колони
• 4.1.8 Вибір типу і виконання тарілки
• 4.1.9 Визначення необхідної кількості тарілок в колоні
• 4.1.10 Визначення висоти колони
• 4.1.11 Тепловий розрахунок установки
• 4.2 Конструктивний розрахунок
• 4.2.1 Розрахунок та вибір основних штуцерів колони
• 4.2.2 Днище
• 4.3 Механічний розрахунок
• 4.3.1 Обичайка
• 4.3.2 Кришка
• 4.3.3 Днище
• 4.3.4 Опора
• 4.4 Гідравлічний розрахунок
• 4.4.1 Гідравлічний опір колони
• 4.4.2 Розрахунок насоса
• 5. Розрахунок дефлегматора
• 6. Охорона праці
• 6.1 Характеристика відділення з точки зору охорони праці, аналіз шкідливих і небезпечних виробничих факторів
• 6.2 Виробнича санітарія та гігієна праці
• 6.3 Техніка безпеки
• 6.4 Пожежна профілактика
• 6.5 Вимоги безпеки до виробництва оцтової кислоти
• 7. Економічна частина
• 7.1 Визначення комплексного показника якості
• 7.2 Визначення показників економічної ефективності проектних рішень
• 7.2.1 Визначення собівартості і ціни спроектованого пристрою
• 7.2.2 Визначення економічного ефекту в сфері експлуатації
• 7.3 Висновок про доцільність розробки нового апарату
• Висновки

1. Технології виробництва вінілацетату

1.1 Огляд методів виробництва вінілацетату

Рідкофазний процес синтезу вінілацетату

У першому патенті Клат'є опис процесу дається в наступному виді: 250 мл безводної оцтової кислоти змішуються з 10 мл сірчанокислого закису ртуті. Через суміш при температурі 60−100°С при перемішуванні пропускається ацетилен. Після припинення абсорбції ацетилену реакційна суміш переганяється під вакуумом. При цьому відганяється дуже невелика кількість вінілацетату й у залишку перебуває непрореагована оцтова кислота й етилідендиацетат. Таким чином, у цьому процесі реакція йде головним чином в бік етилідендиацетату. Таким методом можуть бути отримані етиліденові ефіри оцтової, моно-, діі тріхлороцтової, пропіонової, молочної, бензойної й іншої кислот.

Рисунок 1. Схема виробництва вінілацетату за рідкофазним процесом із застосуванням підвищеного тиску

Рисунок 1: 1 (АВ) — автоклав; 2 (СР) — сорочка; 3 (М) — мішалка; 4 (ТМ) — термометр; 5 (МН) — монометр; 6 (Л) — лаз; 7 (СК) — спускний кран; 8 (Т) — труба; 9,16 (ТР1,2) — трубопровід; 10 (СТ1) — стовпчик для фракчіонування; 11 (ХК) — холодильник; 12−14 (П1−3) — приймач; 15 (ВН) — вакуум-насос.

Основним процесом є автоклав (1) (АВ), футерований склом. Автоклав з термометром (4) (ТМ), манометром (5) (МН), завантажувальним лазом (6) (Л), мішалкою (3) (М), сорочкою для охолодження й обігріву (2) (СР), відвідною трубою (8) (Т), спускним краном (7) (СК) і трубопроводами (9, 16) (ТР 1,2).

В автоклав завантажується 600 частин оцтової кислоти, 30 частин сірчаної кислої ртуті і 100 частин сірчано-кислого окису заліза. Після завантаження реакційна суміш прохолоджується шляхом додавання в сорочку охолодженого розчину, автоклав продувається азотом і при роботі мішалки нагнітається ацетиленом. Температура підтримується близько 10 °C. Протягом 5−6 годин поглинається 142 частин ацетилену, після чого до реакційної суміші додається 50 частин безводного оцетокислого натрію (для нейтралізації сірчаної кислоти), надлишок ацетилену відділяється і суміш піддається діленню у вакуумі за допомогою вакуум-насосу (1) (ВН). Пара проходить через мідний стовпчик для фракціонування (10) (СТ1) в алюмінієвий холодильник (11) (ХК) і конденсуються. У приймачах (12−14) (П1−3) відбираються фракції, що відповідають вінілацетату, оцтовій кислоті й етилідендіацетату. Сірчанокислий натрій і ртутні солі, що залишається в автоклаві віддаляються при промиванні автоклаву, і ртуть піддається регенерації.

У результаті виходить 100 частин вінілацетату, близько 5 частин етилідендіацетату і рекуперується 360 частин оцтової кислоти. Вихід вінілацетату на прореаговану оцтову кислоту становить близько 42 ваг. %.

Основні методи одержання вінілацетату в газовій фазі зводяться до наступного. Синтез вінілацетату здійснюється шляхом проходження суміші ацетилену з парою оцтової кислоти через нагрітий каталізатор. Каталізаторами служать солі цинку й кадмію (оцтові й фосфорнокислі). Як носій каталізатора застосовуються силікагель або активоване вугілля. Температура реакції лежить у межах 210−250°.

лінія вінілацетат насос дефлегматор Газову суміш рекомендується нагрівати до цієї або трохи вищої температури. Ацетилен застосовується в надлишку роцес теоретичного.

Схема одержання вінілацетату

Ацетилен, що вживався для одержання вінілацетату, промивався спочатку у вежі водою, насиченої хлором, і потім у другій вежі 3% -м розчином їдкого натру.

Рисунок 2:

1 (ВП) — випарник; 2 (ПВ) — підігрівник; 3 (ТБ) — теплообмінник; 4 (ОБ) — обігрівач; 5,9 (ПС1,2) — пастка; 6 (ПЧ) — піч; 7а, б, 8 (ХК1,2,3) — холодильник; 10 (ПД) — повітродувка; 11 (СТ2) — стовпчик.

Після проходження через карбідні сущії для видалення вологи ацетилен надходив в очисники, завантажена сухою очисною роцес, що складається з кізельгуру, просоченого хромовою кислотою, і звідси через повітродувку (10) (ПД) у випарник оцтової кислоти (1) (ВП), у якому підтримувалася температура 120 °C. Ацетилен при температурі 90 °C, насичений оцтовою кислотою, нагрівався послідовно в підігрівнику (2) (ПВ) до 120−140° С, у теплообмінника (3) (ТБ) до 165−190° і, нарешті, в електричному обігрівачі (4) (ОБ) до 170−220° С. У пастці для купрена (5) (ПС1), завантаженої використаним каталізатором і розташованої перед контактною піччю, газ звільняється від продуктів конденсації ацетилену. Суміш ацетилен-оцтова кислота входила в контактну піч (6) (ПЧ) і проходила через каталізатор, що складається з активованого вугілля з нанесеним на нього ацетатом цинку (20% Zn), що містяться у 785 трубках 3,5 м висоти й діаметром 50 мм. Піч ємністю 5 м³ містить 2100 кг каталізатора. Перетворення оцтової кислоти досягає 30−40%. Охолодження здійснюється ізофороном (з температурою кипіння 213−214°С), що входить у піч при температурі на 4 °C нижче температури печі й залишає її при температурі печі. Початкова температура реакції 175 °C і кінцева близько 220 °C.

Контатна газова суміш проходить з контактної печі (6) (ПЧ) через теплообмінник (3) (ТБ) і підігрівник (2) (ПВ) до першого холодильника (7а) (ХК1), що залишала при температурі 45−50°С, і до другого холодильника (7б) (ХК2), що залишила при температурі 15 °C. У наступному холодильнику (8) (ХК3) газ охолоджується до 12 °C і реціклює через пастку (9) (ПС2), яка промивається оцтовою кислотою. Конденсат із другого холодильника, з газового холодильника (8) (ХК3) і пастки проходить до верхньої частини стовпчика (11) (СТ2). Ацетальдегід й ацетилен відганяються, і залишок, що складається з 40% вінілацетату, 0,6% ацетальдегіду й 59,2% оцтової кислоти, переганяється послідовно в трьох колонах Рашига.

Перша дає сирий вінілацетат, що містить ацетальдегід; у другому стовпчику альдегід й інші домішки відокремлюються: у верхній частині третього стовпчика виходить чистий вінілацетат (температура кипіння 71 °C при 730 мм). Залишок із третього стовпчика, що складає з оцтової кислоти, вінілацетату й альдегіду, який містить домішки, і другого стовпчика переганяється періодично на двох інших колонах. Для запобігання утворення полімеру під час перегонки додається розчин гідрохінону. За 1 годину на 1 л каталізатора виходить близько 50 м³ вінілацетату. Вихід вінілацетату становив по ацетилену приблизно 92% і по оцтовій кислоті 96−98%.

Парофазний метод синтезу має істотні переваги перед рідкофазним. При парофазному методі застосовуються більш дешеві неотруйні каталізатори, що мають більший термін служби, чим при рідкофазному методі. В самій сутності роцесс він є безперервним і допускає легке одержання будь-якого співвідношення компонентів у парогазовій суміші, що дає можливість регулювати роцесс, створювати практично будь-який надлишок ацетилену й працювати з обраним відсотком конверсії, що визначається як технічними, так і економічними міркуваннями (практично застосовані співвідношення оцтової кислоти й ацетилену лежать у межах від 1: 2 до 1: 10). Застосування парофазного методу, однак, вимагає використання більше високих температур і здійснення ряду додаткових заходів пожежної й вибухонебезпечності.

Синтез вінілацетату з етилену Даний метод полягає у окисному приєднанні оцтової кислоти до етилену:

CH₂=CH₂+CH₃COOH+0,5O₂>CH₂=CH-OCOCH₃+H₂O

Газофазний синтез вінілацетату здійснюють із гетерогенним каталізатором (Pd на SiO₂, Al₂O₃ або на алюмосилікаті з добавкою ацетату натрію), у якому роль мідних солей виконує носій, що сприяє окисненню Pd у двовалентну форму:

Pd+0,5O₂+2CH₃-COOH>Pd²+H₂O+2CH₃-COO

Pd²+CH₂=CH₂+CH₃-COOH>Pd+CH₂=CH-OCO-CH₃+2H⁺

Процес здійснюють при 170−180 ⁰С і 0,5−1 Мпа, пропускаючи парогазову суміш реагентів через гетерогенний каталізатор. Щоб уникнути утворення вибухонебезпечних сумішей, застосовують надлишок етилену і оцтової кислоти. При цьому не перетворений етилен повертають на окиснення, що робить обов’язковим використання як окисника не повітря, а кисню. Вихідна суміш складається з етилену, парів оцтової кислоти і кисню в об'ємному відношенні 8: 4:

1. Їх конверсія за один прохід через реактор становить відповідно 10,20 і 60−70%. Сеоективність за вінілацетатом досягає 91−92%, а основним побічним продуктом є СО₂ з утворення тільки 1% інших речовин (етилацетат, етилідендиацетат).

Рис. 3. Технологічна схема синтезу вінілацетату з етилену:

1) паровий нагрівач;

2) 2) реактор;

3) 3) парозбірник;

4) 4) холодильник;

5,6) скрубери;

7) циркуляційний компресор;

8) блок карбонатного очищення від СО₂;

9) система ректифікаційних колон;

10) дефлегматор;

11) кип’ятильник;

12) насос); 13) дросельний вентиль Суміш свіжих і рециркулюючих етилену і оцтової кислоти підігрівають у паровому нагрівачі 1, змішують зі свіжим киснем і подають у трубчастий контактний апарат 2 зі стаціонарним шаром каталізатора, що перебуває в трубах. Тепло, що виділяється, відводять за рахунок випаровування (у між трубному просторі) водного конденсату; при цьому виробляють пару, яку відокремлюють в збірнику 3. Реакційну суміш охолоджують у холодильнику 4 і промивають газ послідовно в скруберах 5 і 6 рециркулюючою оцтовою кислотою і водою для вловлювання відповідного вінілацетату та оцтової кислоти. Більшу частину промитого газу повертають циркуляційним компресором 7 на синтез, але частина його проходить блок 8 карбонатного очищення від СО₂. Очищений газ здебільшого рециркулює, але деяку його кількість виводять із системи, щоб уникнути надмірного нагромадження інертних домішок, що містяться в етилені і кисні. Суміш рідких продуктів з куба скруберів 5 і 6 подають на розділення у систему ректифікаційних колон 9, де відокремлюється вінілацетат, вода, оцтова кислота і важкі домішки, що скеровують на спалювання.

1.2 Побічні продукти синтезу вінілацетату та методи їх використання

При проектуванні виробництва вінілацетату великої потужності необхідно мати на увазі, що такі побічні продукти, як ацетальдегід, ацетон і кротоновий альдегід є найважливішими продуктами хімічної технології та їх виділення в якості цільових має практичне значення. У зв’язку з цим при розробці технологічної схеми процесу ректифікації передбачено виділення цих побічних компонентів в якості цільових.

. Початковою сировиною для виробництва вінілацетату є ацетилен, етилен та оцтова кислота. Застосована при виробництві вінілацетату оцтова кислота (СНзСООН) є прозорою, безбарвною рідиною, що має різкий запах та небезпечну наривну дію. Утворює з металами солі - ацетати. Плавиться за 16,75°C, кипить за 117,9°C за нормального тиску. Оцтова кислота — один з базових продуктів промислового органічного синтезу. Більш ніж 65% світового виробництва оцтової кислоти іде на виготовлення полімерів, похідних целюлози та вінілацетату. Полівінілацетат є основою багатьох ґрунтівних покрить та фарб. З ацетатної целюлози виготовляють ацетатне волокно. Оцтова кислота та її естери важливі промислові розчинники та екстрагенти.

Температура плавлення оцтової кислоти складає 16.75°С, кипіння 118.1°С, спалахування 38 °C, самозаймання 454 °C. Густина 1049.2 кг/мі (при 20°С); критичний тиск 5,79 МПа; критична температура 321.6°С; питома теплоємність 2010 Дж/ (кг· К) (при 17°С); динамічний коефіцієнт в’язкості 1.155 мПа· с (при 25°С) і.79 мПа· с (при 50°С); поверхневий натяг 27.8Ч10^-3 Дж/мІ (при 20°С); корозійна активність 10% -го водного розчину по відношенню до Ст. 3 2,97 г/ (год· мІ) (при 20°С). У продаж надходить харчова О. к. у вигляді 80% (оцтова есенція) і 9% (оцет) водного розчину. ГДК 5 мг/мі.

Застосування оцтової кислоти досить різноманітне. У хімічній промисловості з неї виробляють пластичні маси, різні барвники, лікарські речовини, штучне волокно (ацетатний шовк), незаймисту кіноплівку та багато інших речовин.

Солі оцтової кислоти — ацетати алюмінію, хрому, феруму — застосовують як протраву при фарбуванні тканин.

Оцтова кислота має широке застосування і як розчинник. У харчовій промисловості застосовується як консервувальний засіб та смакова приправа.

Застосовується при солянокислотних обробленнях привибійних зон пласта як стабілізатор (з метою стабілізації продуктів реакції) від випадання трудновилучуваних гелеподібних сполук заліза (осаду).

Залежно від вмісту заліза в кислотному розчині (від 0,01 до 0,5%) беруть 1−3% О. к. Для приготування робочих розчинів використовують О. к. синтетичну і О. к. лісохімічну технічну очищену.

Процес отримання оцтової кислоти окисленням ацетальдегіду розроблений фірмою Shawinigan (США). Окислення проводиться киснем в колонах, футерованих алюмінієм, при 50−70° С і тиску до 0,7 МПа. Як розчинник використовується оцтова кислота або її водний розчин. Підвищений тиск сприяє підтримці необхідної концентрації альдегіду в рідкій фазі н збільшення надійності роботи конденсаційної системи. В якості каталізатора використовується ацетат марганцю. Окислювальна колона в нижній частині забезпечена перфорованою перегородкою для рівномірного розподілу кисню по її перетину. Процес окислення протікає через стадію утворення надоцтової кислоти, і каталізатор відіграє активну роль в запобіганні її накопичення у значних кількостях. Основними побічними продуктами окислення ацетальдегіду є ме-тілацетат, формальдегід, мурашина кислота, ацетон, діацетил, етіліденді-ацетат. Це вимагає ретельного очищення товарного продукту від домішок. У разі окислення ацетальдегіду з використанням складних каталізаторів З-С u, М n-С u і в присутності водовідвідних агентів (диизопропилового ефір, етилацетат і т.д.) одночасно з оцтовою кислотою утворюється оцтовий ангідрид. Окислення ацетальдегіду молекулярним киснем представляє гомогенну каталітичну реакцію, яка в рідкій фазі і виражається загальним рівнянням:

СН ₃ СНТ + 0,5 О ₂ = СНзСООН-ДН (1)

Реакція протікає по ланцюговому механізму через стадію утворення надоцтової кислоти (НУК):

СНз-СНТ + О ₂ > СНз-С-ООН (2)

Яка, будучи сильним окислювачем, окисляє ацетальдегід до оцтового ангідриду:

СНз-СНТ + СНз-С-ООН > (СН ₃ СО) ₂ О + Н ₂ О (3)

Оцтовий ангідрид при достатній кількості води гідролізується до оцтової кислоти:

(СН ₃ СО) ₂ O + Н ₂ O > 2СН ₃ СНТ

Таким чином, в системі завжди співіснують оцтова кислота, оцтовий ангідрид і вода.

Одержання оцтової кислоти окисленням н-бутану

Промислові установки з отримання оцтової кислоти є в США, Англії, ФРН та інших країнах.

У Радянському Союзі процес жндкофазного окислення н-бутану розроблений Н. М. Емануелем з співр., Дослідженнями яких було встановлено, що жидкофазной окислення н-бутану є автокаталітіческій ланцюговою реакцією з виродженим розгалуженням ланцюга. Під впливом кисню відбувається зародження ланцюга з утворенням спочатку втор-бутилового, а потім втор-бутілпер-оксидного радикалів

Продовження ланцюга йде в двох напрямках. Перший напрямок — це взаємодія вгору-бутілпероксіда з н-бутаном

Утворений гідропероксид може розпадатися, причому отриманий метилетилкетон при подальшому окисленні дає б-кетогідропероксід:

б-Кетогідропероксід, в свою чергу розпадається з утворенням оцтової кислоти і ацетальдегіду

З метою скорочення індукційного періоду окислення спочатку процес проводився в присутності солей металів змінної валентності (СО, N i тощо), останнім часом частіше це досягається за рахунок часткового повернення продуктів окислення.

Енергія активації при гомогеннокаталптіческом окисленні вуглеводнів в рідкій фазі становить 50−81 кДж / моль проти 105−147 кДж / моль при термічному пли ініційованому окисненні.

Зниження періоду індукції при додаванні в сировині незначних кількостей продуктів окислення відбувається за рахунок більшої їх швидкості окислення і розкладання утворюються гідропероксидів по реакціях, розглянутим вище.

Критичні температура і тиск для н-бутану відповідно рівні 152° С і 3,5 МПа. Жидкофазная окислення н-бутану при температурі, близькій до критичної, малоефективно через невеликій швидкості реакції. Крім того, дуже важко керувати процесом, тому що потрібно підтримувати температуру у всьому обсязі реактора в дуже вузьких межах. У зв’язку з цим окислення н-бутану проводять у розчині.

Найбільш відповідними розчинниками виявилися оцтова кислота, що отримується в самому процесі, і продукти реакції, які повертаються в реактор разом з прореагували н-бутаном. Розчин н-бутану в такій суміші має критичну температуру близько 195° С. Застосування інших розчинників, наприклад бензолу, менш ефективно.

1.3 Обґрунтування та доцільність обраного методу ректифікації суміші оцтова кислота — вода у виробництві вінілацетату

Одним з найбільш поширених методів розділення рідких однорідних сумішей, які складаються з двох чи більше чисел компонентів, є перегонка (дистиляція і ректифікація).

Ректифікація — масообмінний процес розділу однорідної суміші летючих компонентів, який здійснюється шляхом протиточної багаторазової взаємодії парів, які утворюються при перегонці з рідиною, яка утворюється при конденсації цих парів. Перегонка рідин (дистиляція і ректифікація) є найбільш поширеним методом розділення гомогенних сумішей і застосовується дуже давно.

Розділення рідкої суміші базується на різній летючості речовин. При ректифікації вихідна суміш ділиться на дві частини: дистилят — суміш, збагачена низькокиплячим компонентом і кубовий залишок — суміш, збагачена висококиплячим компонентом.

Процес ректифікації здійснюється в ректифікаційній установці, основним апаратом якої є ректифікаційна колона, в якій пари рідини, що переганяється, піднімаються знизу, а назустріч їй стікає рідина, яка подається у вигляді флегми у верхню частину апарату.

Процес ректифікації може протікати при атмосферному тиску, а також при тиску вищому і нижчому від атмосферного. Атмосферний тиск застосовують при розділенні сумішей, які мають температуру кипіння від 30 до 350^ОС.

Ступінь розподілу суміші рідини на складові компоненти і чистота отриманого дистиляту і кубового залишку залежить від того на скільки розвинута поверхня контакту фаз, кількості поданої флегми на зрошення і конструкції ректифікаційної колони.

Ректифікаційний апарат складається з двох частин чи ступенів — верхньої і нижньої. В нижній частині вихідна суміш, що підлягає розділенню, взаємодіє з парою, початковий склад якої рівний складу залишку, внаслідок цього із суміші вилучається легколетючий компонент. У верхній частині пара початкового складу, який відповідає складу вихідної суміші, взаємодіє з рідиною, початковий склад якої рівний складу дистилята, внаслідок цього пара збагачується легколетючим компонентом, а менш летючий компонент вилучається з парової фази.

Ректифікація відома з початку ХІХ століття як один з головних технологічних процесів спиртової і нафтопереробної промисловостей. В наш час ректифікацію все ширше використовують в різних областях хімічної технології, де виділення компонентів в чистому виді має важливе значення (у виробництвах органічного синтезу, ізотопів, полімерів, напівпровідників і інших речовин високої частоти).

Метою розрахунку процесу ректифікації є визначення основних розмірів апарату.

2. Вибір та опис технологічного вузла ректифікації

В промисловості застосовуються тарільчаті, насадкові, плівкові, трубчаті апарати. Вони розрізняються в основному за конструкцією внутрішнього влаштування апарату, призначення якого забезпечує взаємодію рідини і пари. Переважне використання тарільчатих колон в процесах перегонки пояснюється значно більшою їх продуктивністю, порівняно з насадковими.

При виборі типу ректифікаційної колони слід мати на увазі, що тарілчаті колони дуже малого діаметру значно дорожчі за відповідних насадкових колон. Але по мірі збільшення діаметру вартість насадкових колон зростає значно швидше. Вважається, що вартість насадкових колон зростає пропорційно квадрату діаметра, а ковпачкової - діаметр в певній степені. Значить за межею граничного значення діаметра, застосування тарільчатих колон більш економічне.

Багатий досвід промислової експлуатації насадкових колон показав доцільність їх використання при діаметрах не більших 0,8 м. При дальшому збільшенні діаметру насадкової колони погіршується рівномірне розприділення флегми по насадці, утворюються канали, по яких, переважно, проходить флегма і ефективність колони різко знижується. В насадкових колонах використовуються насадки різних типів: кільця Рашига, хаотично розташовані (навалом); кільця з перегородками, правильно впорядковані; кільця Паля; насадка «Сіренакс»; сідла Берля; хордова насадка.

В промисловості найбільш поширені колони з кільцями Рашига. Менший гідравлічний опір насадкових колон в порівнянні з барботажними особливо важливий при ректифікації під вакуумом. Для зменшення гідравлічного опору вакуумних колон в них застосовують насадки з можливо більшим вільним об'ємом.

Принципова технологічна схема ректифікаційної установки

Рис. 4. Ректифікаційна установка неперервної дії для розділення суміші вода — оцтова кислота:

1? ємкість сировини, 2? живильна помпа, 3 — підігрівач сировини,

4? кубовий кип’ятильник, 5? ректифікаційна колона, 6 — дефлегматор,

7? холодильник, 8? ємкість — збірник дистиляту (бензолу), 9? помпа для відкачування кубового залишку, 10? холодильник кубового залишку,

11? ємкість — збірник кубового продукту (оцтової кислоти)

Ректифікаційна установка неперервної дії складається, як правило, з наступних технологічних вузлів (рис 4):

— вузол подачі суміші на розділення, складається з ємкості сировини 1, живильної помпи 2 та підігрівача 3. В випадку використання проектованої установки в складі промислового виробництва можливий варіант відсутності ємності 1 та 3 (якщо в якості такої ємкості використовується кубова частина попередньої колони, а суміш на розділення подається уже підігрітою);

— власне ректифікаційна колона 5 з виносним кубовим кип’ятильником 4 та виносним дефлегматором 6 і конденсатором 7. Варіант використання виносних теплообмінних пристроїв зумовлений високою корозійною агресивністю оцтової кислоти при температурі кипіння і необхідністю періодичного контролю за станом теплообмінного обладнання.

— розділювачі флегми та кубового залишку, ємкості - збірники дистиляту 8, та кубового продукту 11 (в випадку наступного використання отриманих сумішей у інших вузлах можуть бути відсутні) і холодильника 10.

Вихідну суміш з ємності 1 помпою 2 пропускають через підігрівач 3, де підігрівають до температури кипіння рідини. Потім підігріту суміш подають в ректифікаційну колону 5.

Ректифікаційна колона складається з циліндричного корпусу, всередині якого встановлені контактні пристрої у вигляді насадок. Вверх рухається пара, яка збирається в дефлегматор 6, а в низ колони рухається рідка фаза суміші.

В дефлегматорі 6 пара охолоджується водою, і одержана рідина розділяється в розділювачі на дистилят і флегму, яка направляється на верх колони. З допомогою флегми в колоні створюється рідкий потік, який покращує розділення вверху колони.

Дистилят далі охолоджується в холодильнику-конденсаторі 7 водою і направляється в збірник 8, звідки помпою відкачується з установки.

Знизу колони відбирається рідка фаза. Частина рідини через кип’ятильник 4 повертається в колону для створення парової фази. Основний баланс рідкої фази відбирається з розділювача і в холодильнику 7 охолоджується до певної температури. Потім направляється в ємність 8 і помпою відкачується з установки.

Визначити доцільність використання тих чи інших вузлів проектованої установки можливо лише після техніко-економічного аналізу виробництва, до складу якого ця установка входить.

3. Технологічна характеристика основного обладнання вузла ректифікації

Конструкція колони

Тарілчастим колонам, які складають основну групу апаратів з поверхнею контакту, утвореною в процecce руху потоків, властиві загальні закономірності в структурі потоків на тарілках. У свою чергу від гідродинамічної структури потоків, що визначають перемішування на тарілках, залежить ефективність тарілчастих колон.

Тарільчаті, колони виконують у вигляді вертикальних циліндрів, усередині яких одна під інший розміщено певне число го — різонтального перегородок — тарілок, що забезпечують можливість зустрічного течії і контакту рідини і пара * (газу).

Такого типу колони мають діаметр 0,5−8 м і висоту від 6 до 180 м залежно від виду поділюваних продуктів, продуктивності і т.д. У колонах встановлюють такі типи тарілок: провальні, ковпачкові, сітчасті, клапанні, струменеві і т.д.

Деякі конструкції тарілок показані на рис. 5.

Рис. 5. Конструкції тарілок:

а — з капсульними круглими ковпачками; б — з тунельними ковпачками;

в — з жолобчастими ковпачками; г — сітчата тарілка; 7 ~ ковпачок;

2-підстава тарілки; 3 — зливний патрубок; 4-патрубок для проходу пара

У ковпачковой тарілці пар (газ) проходить знизу через парові патрубки і виходить через прорізи ковпачків в рідину, барботуючи через неї. При цьому на тарілці конденсується пар і одночасно випаровується рідина.

Відмінною особливістю тарілчастих ковпачкових колон є наявність перехресного струму між рідиною і газом (паром). Необхідний рівень рідини на тарілках забезпечується зливними перегородками. Рідина рухається уздовж тарілки від живильного патрубка до зливної перегородці і пронизує газом, рухомим з нижньої тарілки на вище розміщених. В якості зливної перегородки в колонах використовують зливні трубки або спеціальні пороги, висота виступу яких над тарілкою визначає висоту рівня рідини на ній. У колонах з провальними тарілками одночасно відбувається барботаж пари або газу через шар рідини і часткове «провалювання «рідини. Газ (пар) рухається знизу вгору тільки, через частину отворів пульсуючим потоком. Кількість пропускають газ або рідина отворів визначається статичним тиском рідини на тарілці.

Конструктивно отвори можуть виконуватися круглими, у вигляді паралельних щілин, укладанням круглих прутків або трубок в ряд або у вигляді спіралі. У тарілчастих сітчастих колонах пар (газ) проходить через отвір в тарілках знизу верх, утримуючи статичним напором рідину на них. Для зменшення рівня рідини і зменшення ефекту зворотного перемішування сітчастих тарілки можуть бути виконані уступами (каскадом), по яких протікає рідина.

Сітчасті тарілки мають отвору діаметром 2−5 мм; через які проходить пар, барботирує через шар рідини на тарілці. Шар рідини на тарілці висотою 25−30 див підтримується знизу тиском пару й протікає на наступну тарілку тільки по переливних трубках. Взаємодія між парою і рідиною відбувається на деякій відстані від дна тарілки в шарі піни й бризів.

Для нормальної роботи колони із сітчастими тарілками необхідно, щоб пар мав достатній тиск, необхідне для подолання гідростатичного опору рідини на тарілці. Якщо тиск пари недостатньо, то рідина буде стікати через отвори в тарілці й затоплювати колону.

Рис. 6 Конструкція ситчастих тарілок

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.

На рис. 6 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

Основною перевагою ситчастих тарілок перед іншими є простота конструкції.

Конструкція дефлегматора

Дефлегматор (від грец. phlegma — мокрота, волога) — апарат, який використовується в промисловості і в лабораторній практиці для часткової або повної конденсації пари рідин, розділених перегонкою або ректифікацією. Основне призначення дефлегматора полягає у частковій конденсації парів, що виходять з ректифікаційної колони, і поверненням конденсату (флегми) в колону, для більш повного поділу суміші на окремі фракції.

Рис. 7. Конструкція дефлегматора

Дефлегматор представляє собою кожухотрубний теплообмінник з вертикальним розташуванням труб, сполучених з верхньою частиною ректифікаційної колони і забезпечений каналами підведення і відведення охолоджуючої води в міжтрубний простір і паровідбірною трубкою, що представляє собою канал для відбору пари на конденсатор. Такий дефлегматор має фіксовану площу поверхні, на якій відбувається конденсація флегми. Регулювання флегмового числа в ректифікаційних установках, забезпечених дефлегматорами такого типу, виробляється зміною витрати охолоджувальної води, що вимагає приладів для контролю за витратою і температурою води, а також апаратури для точного регулювання витрати, причому функціональна залежність між контрольними і регулювальними параметрами є складною і істотно нелінійної, що ускладнює процес управління ректифікацією.

Процес ректифікація оцтової кислоти можливий за умови протитока рідини і пари в колоні. Якщо колона не харчується флегмою, то пар, що піднімається знизу, за відсутності тепловтрат у навколишнє середовище не може конденсуватися, тобто на тарілках або насадці, що не буде рідини і багаторазовий тепло і масообмін між рідиною і парою, що є основою для процесу ректифікації, виявиться неможливим. Для живлення колони флегмою служить дефлегматор, в якому здійснюється конденсація спиртових парів, що надходять з колони. Колонка з атмосферою безпосередньо через дефлегматор не може бути повідомлена, тому що при цьому спостерігаються великі втрати.

Після дефлегматора зазвичай встановлюється конденсатор призначений для конденсації частини оцтових парів, що надходять з дефлегматора, і охолодження сконденсованої оцтової кислоти до мінімальної температури.

Дефлегматор з'єднаний з атмосферою безпосередньо через спеціальний отвір з штуцером, на який надіта трубка з прозорого матеріалу. Ще одна відмінність. Так як готовий продукт відбирається не в паровий, а в рідкій фазі, для його повного охолодження до мінімальної температури, досить мініатюрного холодильника.

Процес дефлегмації може здійснюватися одноразово або поступово. При одноразовій дефлегмації сконденсувалася рідина повинна відразу ж виводитися з теплообмінника. При поступовій дефлегмації утворена рідина весь час знаходиться в контакті з парою, тобто між ними відбувається постійний тепло — масо обмін. Поступова дефлегмація має перевагу перед одноразовою, так як при цьому збільшується тривалість контакту між рідиною і парою і відповідно отримати більш якісне поділ на фракціі. Такой спосіб використання дефлегматора найбільш кращий, тому що відбувається без подальшої ректифікації на колоні. Для ректифікації використовується одноразова дефлегмація. Пар, сконденсований в дефлегматорі, розділяється на два потоки. Один з них більший за обсягом у вигляді флегми повертається назад в колону, для зрошення насадочних елементів, а інша частина у вигляді дистиляту надходить в холодильник і охолодити, далі в приймальну ємність. Відношення відбираючого дистиляту до поверненого назад в колону називаєтью флегмовим числом. Зазвичай при ректифікації це число має бути близько 3. Тобто із загального отриманого дистиляту, 3 частини повинні повернутися в колону для змочування насадки, а тільки одну частину ми можемо відібрати у вигляді готового продукту.

4. Розрахунок ректифікаційної колони

4.1 Технологічний розрахунок

4.1.1 Матеріальний баланс і продуктивність по дистиляту та кубовому залишку

Запишемо рівняння матеріального балансу

G_F = G_D + G_W;

звідки

G_W = ;

G_D = G_F — G_W.

У наведених рівняннях: G_F, G_D, G_W — відповідно, продуктивність колони по вихідній суміші дистиляту і кубовому залишку;

кг/с;, , — концентрації в масових частках вихідної суміші, дистиляту і кубового залишку.

Перерахуємо склад фаз з мольних часток в масові за співвідношенням:

де М_А і М_В — молекулярні маси відповідно води і оцтової кислоти, кг/кмоль;

х — концентрація легколеткого компонента в мольних частках.

М_А=18 кг/кмоль, М_В=60 кг/кмоль;

х_F=30% мол., x_D=96% мол., x_W=2,5% мол.

кг Н₂О/ кг сум;

кг Н₂О/ кг сум;

кг Н₂О/ кг сум.

Тоді

кг/с;

кг/с;

G_D=0,42−0,37=0,05 кг/с.

4.1.2 Побудова ізобар температур кипіння і конденсації та рівноважної кривої

Будуємо за даними таблиці графіки залежності y= f (x) та

t=f (x, y)

Табл. 4.1 Рівноважний склад системи пара-рідина в мол. % і температури кипіння (t) в? С бінарної суміші оцтова кислота — вода при 760 мм рт. ст.

Рис. 8. Ізобари кипіння і конденсації суміші вода — оцтова кислота З побудованих ізобар кипіння і конденсації знайдемо температури:

вихідної суміші t_F = 107,5⁰С; дистиляту t_D = 100, 20С; кубового залишку

t_W =116,7⁰С.

Рис. 9. Рівноважна залежність системи вода — оцтова кислота. Робочі лінії і визначення теоретичної кількості тарілок З р-ня верхньої частини колони

(40%)

_{нижньої}

З р-ня нижньої частини колони

4.1.3 Визначення мінімального флегмового числа

З рівняння робочої лінії укріплюючої частини колони за умови мінімального флегмового числа (робочі лінії перетинаються на кривій рівноваги)

мінімальне флегмове число:

де концентрація в паровій фазі, рівноважна з концентрацією вихідної суміші (знайдена по кривій рівноваги на рис.5).

4.1.4 Визначення оптимального флегмового числа

Робоче флегмове число повинно бути більшим за мінімальне флегмове число.

Де в — коефіцієнт надлишку флегми.

Задаємось декількома значеннями в і за рівнянням робочої лінії укріплюючої частини колони при постійній величині Х_F=30% моль. розраховуємо відповідні значення концентрації води у паровій фазі У_F:

При в=1,05, R=4,49

кмоль Н₂О/кмоль сум;

При в=1,1, R=4,71

кмоль Н₂О/кмоль сум;

При в=1,2, R=5,14

кмоль Н₂О/кмоль сум;

При в=1,3, R=5,56

кмоль Н₂О/кмоль сум;

При в=1,4, R=5,99

кмоль Н₂О/кмоль сум;

При в=1,5, R=6,42

кмоль Н₂О/кмоль сум.

Одержані дані заносимо в таблицю 4.2.

Табл. 4.2 До визначення кількості теоретичних тарілок за різного флегмового числа

Для кожного значення флегмового числа і відповідної концентрації води у паровій фазі у_F будуємо робочі лінії і графічним методом знаходимо число теоретичних тарілок n_н у вичерпуючій частині колони та n_в у зміцнюючій частині колони.

Розраховуємо величини n_і=n_н+n_в та n_і (R_і+1). Заносимо всі отримані величини в таблицю 4.3.

Табл. 4.3 До визначення оптимального флегмового числа

Будуємо графік залежності n_і (R_і + 1) від R_і. Мінімальне значення n (R+1) визначає оптимальне флегмове число.

З рис. 4.5 знаходимо, що оптимальне флегмове число R = 5,4.

4.1.5 Середні масові витрати (навантаження, кг/с) по рідині для верхньої і нижньої частин колони

Розраховуємо середній мольний склад рідини відповідно у верхній і нижній частинах колони:

х_{с. в} = (х_D + х_F) /2 = (0,96 + 0,3) /2 = 0,63 кмоль Н₂О/кмоль сум;

х_{с. н} = (х_F + х_W) /2 = (0,3 + 0,025) = 0,1625 кмоль Н₂О/кмоль сум;

х_с = (0,63 + 0,1625) /2 = 0,2325 кмоль Н₂О/кмоль сум.

Середні мольні маси рідини у верхній і нижній частинах колони:

кг/кмоль;

кг/кмоль.

Мольна маса вихідної суміші

М_F = М_Ах_F + М_В (1 — х_F) = 18?0,3 + 60 (1−0,3) = 47,7 кг/кмоль.

Середні масові витрати рідини у верхній і нижній частинах колони, приймаючи, що молекулярна маса дистиляту дорівнює молекулярній масі води:

L_в = G_DRМ_в/М_D = 0,05?5,4?33,54/18 = 0,5 кг/с;

L_н= G_DRМ_н/М_D+ G_FМ_н/М_F = 0,05?5,4?53,18/18+0,42?53,18/47,7=1,27 кг/кмоль.

4.1.6. Середні масові потоки пари у верхній G_в (кг/с) і нижній G_н (кг/с) частинах колони

Середні мольні концентрації парів у верхній і нижній частинах колонита при у_D=96%моль., у_W=2,5% моль та їх температури:

у_{с. в} = (у_D + у_F) /2 = (0,96 + 0,403) /2 = 0,6815 кмоль Н₂О/кмоль сум;

у_{с. н} = (у_F + у_W) /2 = (0,403 + 0,025) /2 = 0,214 кмоль Н₂О/кмоль сум.

де кмоль Н₂О/кмоль сум.

t_{с. в.} = 103,7⁰С;

t_{с. н.} = 112,5⁰С.

Середні мольні маси парів у верхній і нижній частинах колони:

М_{сер. в.} = М_Ау_{с. в} + М_В (1 — у_{с. в}) = 18?0,6815 + 60 (1−0,6815) = 31,29 кг/кмоль;

М_{сер. в.} = М_Ау_{с. н} + М_В (1 — у_{с. н}) = 18?0,214 + 60 (1 — 0,214) = 50,57 кг/кмоль.

Середні масові потоки пари:

G_в = G_D (R + 1) М_{сер. в}/ М_D = 0,05 (5,4 +1) ?31,29/18 = 0,56 кг/с;

G_н = G_D (R + 1) М_{сер. н} /М_D = 0,05 (5,4 + 1) 50,57/18 = 0,9 кг/с.

4.1.7 Визначення швидкості пари і діаметра колони

Попередньо знаходимо густини рідини с_{х в}, с_{х н} і пари с_{у в}, с_{у н} у верхній і нижній частинах колони при середніх температурах в них t_в і t_н. Середні температури парів визначаємо з діаграмі t — х, у по середніх складах фаз: t_в = 103,7⁰С; t_н = 112,5⁰С.

кг/м³;

кг/м³.

Середня густина пари в колоні:

кг/м³.

Об'ємна витрата пари у верхній і нижній частинах колони:

V_в = G_в/с_ув = 0,56/1,012 = 0,55 м³/с;

V_н = G_н/с_ун = 0,9/1,6 = 0,56 м³/с.

Табл. 4.4 Густини компонентів при температурах суміші в дистиляті, вихідній суміші та кубовому залишку відповідно (табл. IV [6])

Густина рідини:

кг/м³;

кг/м³;

кг/м³.

Середня густина рідини у верхній і нижній частинах колони:

с_хв = (с_хF + с_хD) /2 = (946 + 958) /2 = 952 кг/м³;

с_хн = (с_хW + с_хF) /2 = (928 + 946) /2 = 937 кг/м³.

Средня густина рідини в колоні:

с_х = (952 + 937) /2 = 944,5 кг/м³.

Гранична швидкість пари для сітчастої тарілки:

У верхній частині колони:

м/с.

Приймаємо робочу швидкість на 10% менше:

х_в = 1,35 м/с.

У нижній частині колони:

м/с.

Приймаємо робочу швидкість на 10% менше х_н = 1,08 м/с.

З рівняння об'ємних витрат визначаємо діаметр колони:

Верхньої частини:

м.

Нижньої частини:

м.

Приймаємо стандартний діаметр обох частин D = 0,8 м. При цьому робоча швидкість пари:

м/с;

м/с.

4.1.8 Вибір типу і виконання тарілки

Вибираємо сітчасту тарілку ТС ГОСТ 26–805−73 з характеристиками:

діаметр отворів d_о = 3 мм; робоче січення F = 0,41 м²; крок між отворами t = 10 мм; відносне вільне січення тарілки F_в = 8%; січення переливу F_пер= 0,016 м²; периметр зливу L_з= 0,57 м. [5]

Визначаємо швидкість пари в отворах тарілки:

У верхній частині:

х_0в = V_в / S_вс = 0,55/0,033 = 16,7 м/с.

У нижній частині:

х_0н = V_н / S_вс = 0,56/0,033 = 17 м/с.

де S_вс — вільне січення тарілки

S_вс = F? F_в = 0,41?0,08 = 0,033 м².

Розраховуємо висоту шару рідини на тарілці за рівнянням:

^,

де показник степені m = 0,05 — 4,6 h_пер; у наведеній залежності µ_х — у мПа? с; у_х, у_в — поверхневий натяг рідини і води відповідно в мН/м. h_пер — висота переливної перегородки, м (приймається в межах 30 — 50 мм);

q — лінійна густина зрошування, м³/ (м?с), яка дорівнює q = Q/L_з; Q — об'ємні витрати рідини, м³/с; L_з — периметр зливу (ширина переливної перегородки), м; w — швидкість пари, віднесена до робочої площі тарілки, м/с.

Приймемо висоту переливної перегородки h_пер = 40 мм.

Висоту шару рідини розраховуємо для верхньої і нижньої частин колони. Необхідні данні й проміжні розрахунки:

Середня густина суміші с_хв = 952 кг/м³; с_хн = 937 кг/м³.

Об'ємна витрата рідини у верхній і нижній частинах колони:

Q_в = L_в/с_хв = 0,5/952 = 5,25?10^-4м³/с.

Q_н = L_н/с_хн = 1,27/937 = 1,4?10^-3 м³/с.

Лінійна густина зрошування:

q_в = 5,3?10^-4/0,57 = 0,93?10^-3 м³/ (м?с).

q_н = 1,4?10^-3/0,57 = 2,5?10^-3 м³/ (м?с).

Швидкість пари, віднесена до робочої площі тарілки:

w_в = V_в/F = 0,5/0,41 = 1,34 м/с.

w_н = V_н/F = 0,56/0,41 = 1,37 м/с.

Величина «m»: m =0,05 — 4,6?0,04 = - 0,134.

Для визначення в’язкості рідини знайдемо за t-х, у діаграмою (рис 4.2) середню температуру у верхній частині колони при середній мольній концентрації пари у_св= 0,6815 кмоль/ (кмоль суміші) t_в = 103,7⁰С; аналогічно для нижньої частини при у_сн = 0,214 t_н = 112,5⁰С.

При температурі 103,7⁰С в’язкість

оцтової кислоти [6, рис. V] µ_{о. к.} = 0,42 мПа? с;

води µ_в = 0,24 мПа? с.

Аналогічно при температурі 112,5⁰С:

µ_{о. к.} = 0,38 мПа? с; µ_в = 0,21 мПа? с.

Поверхневий натяг при 103,7⁰С [6, табл. ХХІV]:

у_{о. к.} = 19,47?10^-3 Н/м;

у_в = 58,17?10^-3 Н/м.

При температурі 112,25⁰С:

у_{о. к.} = 18,7?10^-3 Н/м;

у_в=56,45?10^-3 Н/м

В’язкість рідкої суміші у верхній частині:

мПа?с;

В’язкість рідкої суміші у нижній частині:

мПа?с.

Висота шару рідини на тарілці у верхній частині колони:

h_0В = 0,787? (0,93?10^-3) ^0,2?0,04^0,56?1,34^-0,134 [1−0,31ехр (-0,11?0,24)]? (19,47/58,17) ^0,09.

h_0В = 0,019 м.

Висота шару рідини на тарілці у нижній частині:

h_0Н = 0,787? (2,5?10^-3) ^0,2?0,04^0,56?1,37^-0,134 [1−0,31ехр (-0,11?0,35)]? (18,7/56,45) ^0,09

h_0Н = 0,023 м.

Мінімальна швидкість пари в отворах тарілки:

у верхній частині колони

м/с

у нижній частині колони

м/с.

де о = 1,82 — коефіцієнт гідравлічного опору сухої тарілки.

Таким чином, швидкість пари в отворах тарілки більше мінімальної.

4.1.9 Визначення необхідної кількості тарілок в колоні

Використаємо для розрахунку кількості тарілок метод побудови сходинок між робочою і рівноважною лініями, що дає можливість визначення теоретичної кількості тарілок. З врахуванням коефіцієнта корисної дії тарілки розрахуємо дійсну необхідну кількість тарілок.

Визначено, що оптимальне флегмове число R =5.4 Побудуємо в координатах у — х робочу і рівноважну лінії (для R = 5.4) і визначимо теоретичну кількість тарілок. Побудова графіка показана на рис. 6.

З наведеного графіка кількість теоретичних тарілок n_т = 27, в тому числі у вичерпуючій частині n₁ = 11; в укріплюючій n₂ = 16.

Дійсна кількість тарілок:

n = n_т / з,

де з — коефіцієнт корисної дії тарілки, який визначимо з діаграми на рис. 4.6.

Рис. 4.6 Діаграма для наближеного визначення коефіцієнта корисної дії тарілки.

При середній температурі в колоні t_ср = (t_W+t_D) /2= (100,2+116,7) /2 = 108,5^оС. Тиск насиченої пари оцтової кислоти з рис. ХІV Р_{о. к} = 500 мм. рт. ст., тиск насиченої пари води Р_в= 1000 мм. рт. ст.

Тоді коефіцієнт летючості б = Р_в. /Р_{о. к} = 1000/500=2.

Розрахуємо в’язкість рідкої суміші живлення при середній температурі в колоні t_ср=108,5 ^оС.

В’язкість води µ_в = 0,215 мПа? с, в’язкість води оцтової кислоти µ_{о. к} = 0,445 мПа? с (табл. IX [6]).

В’язкість суміші:

мПа?с.

Добуток бµ = 2?0,358 = 0,716

З діаграми на рис. 7 з = 0,52.

Таким чином, дійсна кількість тарілок:

вичерпуючої частини нижня n₁= 11/0,52 = 21;

укріплюючої частини верхня n₂= 16/0,52 = 31.

Загальне число тарілок n = 52.

4.1.10 Визначення висоти колони

Н = (n — 1) h + Н_в + Н_н,

Де h — відстань між тарілками, м; Н_в, Н_н — відстань між верхньою тарілкою і кришкою колони і між нижньою тарілкою і днищем колони відповідно, м.

Значення Н_в й Н_н вибираємо у відповідності з рекомендаціями [5]:

Діаметр колони, мм Н_вН_н

400 — 10 006 001 500

Відстань між тарілками складається з висоти барботажного шару (піни) h_n і висоти сепараційного простору h_c:

h = h_n + h_c

Висоту сепараційного простору розраховуємо, виходячи з допустимого бризко виносу з тарілки, який приймають 0,1 кг рідини на 1 кг пари для сітчатих тарілок. Допустимий бризко виніс розраховуємо з рівняння:

е = 0,77 (73/у) (w / h_с) ^3,2,

де w — швидкість пари, віднесена до робочої площі тарілки, м/с; у — поверхневий натяг рідини (низькокиплячого компонента) при середній температурі в колоні, мН/м.

Верхня частина колони:

w_в = 1,34 м/с (згідно розрахунків);

у = 58,1 мН/м (при t_в = (t_F+t_D) /2 = (107,5+100,2) /2=103,9⁰С) (табл.3.4);

0,1 = 0,77 (73/57,36)? (1,34/h_с) ^3,2,звідки h_с = 0,154 м.