Назначение, устройство и принцип работы ректификационной колонны

Назначение, устройство и принцип работы ректификационной колонны

ИСХОДНЫЕ ДАННЫЕ

Производительность: Gf = 1000 кг/ч;

Концентрация спирта в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке соответственно: Af = 35%; Ad = 94%; AW;

Плотности более летучего и менее летучего компонентов соответственно: ρ а = 890 кг/м3, ρ в = 935 кг/м3.

Поверхностное натяжение компонентов смеси А и В (А - вода, В - спирт): σА = 72,75*10 -3 Н/м, а для компонента В (спирта) σВ = 21,60 *10 -3 Н/м.

Плотности соответственно исходной смеси, кубового остатка, греющего пара и дистиллята равны: ρf = 484,7 кг/м3; ρW = 906,1 кг/м3; ρY = 1,12 кг/м3; ρd = 894,08 кг/м3.

РЕФЕРАТ

Проект 29 с., 3 таблицы, 6 источников, 1 лист формата А1 графического материала

РЕКТИФИКАЦИОННАЯ КОЛОННА, МАССООБМЕН, ДИСТИЛЛЯТ, ДЕФЛЕГМАТОР, ВОДА, СПИРТ.

Объектом курсового проекта являются ректификационная колонна и процессы перегонки спирта из исходной смеси.

Цель проекта - снижение эксплуатационных затрат у потребителя.

Описано устройство и принцип действия ректификационной колонны, механизм перегонки спирта из исходной смеси в дистиллят с большим содержанием легколетучего компонента. Разработан метод расчета ректификационной колонны, оптимизированы его конструктивные и технологические параметры. Разработана конструкция ректификационной колонны.

ОГЛАВЛЕНИЕ

ВВЕДЕНИЕ

. НАЗНАЧЕНИЕ, УСТРОЙСТВО И ПРИНЦИП РАБОТЫ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ. МЕХАНИЗМ ДЕЙСТВИЯ ПРОЦЕССА

. РАСЧЕТ И ПРОЕКТИРОВАНИЕ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ

3. Требования техники безопасности

4. Расчет себестоимости продукции

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

БИБЛИОГРАФИЧЕСКИЙ СПИСОК

ПРИЛОЖЕНИЯ

ВВЕДЕНИЕ

Современные пищевые производства оснащены сложными машинами и аппаратами, в которых осуществляются не менее сложные технологические процессы, превращающие сырье в конечные продукты.

В курсе «Процессы и аппараты пищевых производств» изучаются технологические процессы, проводимые целенаправленно для превращения сырья в продукты потребления. Технологические процессы осуществляются в любом кустарном или промышленном производстве. Они особенно разнообразны в такой древнейшей отрасли промышленности, как пищевые производства. Это многообразие объясняется тем, что на пищевых предприятиях перерабатывают как минеральное сырье, так и сырье растительного и животного происхождения.

В данной курсовой работе будет производиться расчет ректификационной колонны непрерывного действия. Процесс ректификации относиться к массообменным процессам, при котором происходит разделение многокомпонентной смеси на фракции в зависимости от их степени летучести.

Ректификация - это процесс разделения жидких летучих смесей на компоненты или группы компонентов (фракции) путем многократного двустороннего тепло- и массообмена между противоточно движущимися паровыми и жидкостными потоками.

Необходимое условие процесса ректификации - различная летучесть (упругость пара) отдельных компонентов. При взаимодействии противоточно движущихся потоков в процессе ректификации происходит диффузия легколетучего компонента из жидкости в пар и труднолетучего компонента из пара в жидкость. Способ контактирования потоков может быть ступенчатым (в тарельчатых колоннах) или непрерывным (в насадочных колоннах).

До начала расчетов необходимо изучить устройство и принцип действия ректификационной колонны, а также привести методику по которой будет производиться последующий расчет.

Кроме того в данной курсовой работе будут проведены расчеты по оптимизации некоторых параметров колонны, будут приведены графики обоснования оптимальных параметров.

1 НАЗНАЧЕНИЕ, УСТРОЙСТВО И ПРИНЦИП РАБОТЫ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ. МЕХАНИЗМ ДЕЙСТВИЯ ПРОЦЕССА

На заре развития промышленности в Европе в начале XIX в. появились винокуренные заводы, на которых из продуктов спиртового брожения получали крепкие напитки. Этот факт дает основания утверждать, что пищевая промышленность наряду с мельницами начиналась с винокуренных заводов, на которых осуществляли процессы перегонки.

В современной пищевой промышленности помимо спиртовых, коньячных и ликероводочных производств процессы перегонки применяют в производстве душистых эфиромасличных веществ и на маслоэкстракционных заводах.

Теоретические основы перегонки. Перегонкой разделяют однородные жидкие смеси, состоящие из нескольких компонентов, взаимно растворимых друг в друге.

Классический пример однородных смесей - двухкомпонентная (бинарная) смесь этиловый спирт - вода.

Простая перегонка. При простой перегонке происходит однократное испарение жидкой смеси при кипячении в нижней части аппарата, по традиции называемой кубом. Образующийся пар, обогащенный легколетучим компонентом, направляется в змеевиковый конденсатор, где превращается в жидкость, называемую дистиллятом. Простая перегонка - процесс периодический, и образующийся дистиллят в связи с истощением кипящей смеси постепенно уменьшает свою концентрацию. Если несколько раз повторить процесс простой перегонки для полученной смеси, можно получить небольшое количество высококонцентрированного дистиллята. Однако этот весьма простой в исполнении процесс отличается продолжительностью и неэкономичностью.

Повысить концентрацию дистиллята при простой перегонке можно, применяя дефлегмацию. Так называют процесс частичного конденсирования пара, выходящего из куба, в промежуточном конденсаторе, называемом дефлегматором. В дефлегматоре конденсируются преимущественно пары высококипящего компонента, а образующийся конденсат - флегма - с низким содержанием легколетучего компонента возвращается для дальнейшего разделения в куб. Процесс простой перегонки контролируют по температуре кипения смеси в кубе. Когда эта температура достигает величины, соответствующей максимально допустимому остаточному содержанию легколетучего компонента в кубовом остатке, процесс прекращают.

Ректификация. Как мы уже выяснили при обсуждении температурной диаграммы, высокой степени разделения жидкой смеси на компоненты можно добиться при многократной перегонке - ректификации. Процессы ректификации осуществляют на ректификационных колоннах, как правило, непрерывного действия.

В приложении А показан общий вид ректификационной колонны непрерывного действия с ситчатыми тарелками.

Ректификационная установка состоит из высокой ректификационной колонны, заполненной насадкой или разделенной по высоте тарелками с соответствующими контактными устройствами.

Для уменьшения высоты колонны в современных аппаратах вместо куба в нижней части колонны устраивают выносной кипятильник, кипящая смесь из которого поступает на первую нижнюю тарелку колонны. Образующийся здесь пар, содержание легколетучего компонента в котором несколько выше его содержания в кипящей смеси, поступает на вторую тарелку, барботируя через жидкий слой на второй тарелке.

В результате взаимодействия пара и жидкости в слое происходит частичная конденсация пара, а выделяющаяся при конденсации теплота вызывает кипение жидкости на тарелке.

При этом новый пар также обогащается легколетучим компонентом и поступает на третью тарелку, где все повторяется.

Обогащенный таким образом пар из последней верхней тарелки поступает в дефлегматор через патрубок 1, где подвергается частичной конденсации. Сконденсированная часть его в виде флегмы возвращается назад на верхнюю тарелку колонны по патрубку 3 и, переливаясь с тарелки на тарелку вниз, обеспечивает работу колонны. Работа колонны возможна только при взаимодействии стекающей вниз жидкости и поднимающегося наверх пара.

Другая часть пара, не сконденсированная в дефлегматоре и еще более обогащенная легколетучим компонентом, поступает в конденсатор и в результате конденсации обращается в дистиллят.

При непрерывной работе колонны схема будет иметь несколько другой вид.

При непрерывной работе исходная смесь подается на питающую тарелку в средней части колонны (патрубок 5), разбивающую ее на две части. Верхнюю часть называют укрепляющей, а нижнюю от питающей тарелки часть - истощающей или исчерпывающей. Исходная смесь перед подачей на питающую тарелку подогревается до температуры кипения в специальном подогревателе.

Флегма, пройдя через всю колонну до самой нижней тарелки подогревается в специальном подогревателе и вновь направляется в колонну. Кубовый остаток отводится через патрубок 8.

Для наблюдения процесса ректификации колонна оснащена специальным смотровым окном 5.

Промышленные ректификационные колонны оснащают необходимыми контрольно-измерительными и регулирующими приборами, позволяющими полностью автоматизировать их работу и проводить процесс с помощью программного управления в оптимальных условиях.

2. РАСЧЕТ И ПРОЕКТИРОВАНИЕ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ

. Составляем материальный баланс процесса и определяем количество получаемого дистиллята по уравнению 2.1 в кг/ч

= Gf (Af - AW) / (Ad - AW), (2.1)

где Gf - количество исходной смеси, кг/ч;

Af - содержание легколетучего компонента в исходной смеси, % масс;

AW - содержание легколетучего компонента в кубовом остатке, % масс;

Ad - содержание легколетучего компонента в дистилляте, % масс.

Gd = 1000*(35 - 2,6) / (94 - 2,6) = 354,49 кг/ч.

Материальный баланс процесса

 = Gf - Gd, (2.2)

где GW - количество кубового остатка, кг/ч;

Gf - количество исходной смеси, кг/ч;

Gd - количество получаемого дистиллята, кг/ч.

GW = 1000 - 354,49 = 645,51 кг/ч,

. Производим пересчет содержания легколетучего компонента из % масс в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке в % мол (Xf, Xd, XW)

 (2.3)

где MA и МВ - молярные массы легколетучего и труднолетучего компонентов (спирта и воды) соответственно, г/моль.

. Рассчитываем минимальное флегмовое число по уравнению

= (Xd - Y f) / (Y f - Xf), (2.4)

где Xd, Xf - концентрация легколетучего компонента в дистилляте и в исходной смеси соответственно (в жидкой фазе), % мол;

Y f - концентрация легколетучего компонента в парах, равновесного с Xf, определяется по таблице 1, % мол.

По таблице 1 для величины Xf значения, близкие к 17,4 % мол следующие: 17,0 и 17,5. Им соответствуют значения для Y f равные 51,20 и 51,45 % мол. Методом интерполяции производим расчет величины Y f.

Y f = 51,20 + (51,45 - 51,20)*4 / 5 = 51,40 % мол.

Отсюда

Rmin = (0,840 - 0,514) / (0,514 - 0,174) = 0,96

. Определяем рабочее флегмовое число по уравнению

Rраб = Rmin*σ, (2.5)

где σ - коэффициент избытка флегмы.

Rраб = 0,96 * 1,5 = 1,44.

Изображаем в координатах у-х процесс ректификации соответствующий найденному рабочему флегмовому числу. Для этого строим рабочие линии процесса в координатах у-х и определяем число теоретических и реальных тарелок. КПД тарелок примем 0,7.

Число теоретических тарелок NT составило 25 штук.

Тогда число реальных тарелок равно

 = NT * η (2.6)

 = 25*0,7 = 36.

. Расчет диаметра ректификационной колонны.

Вначале найдем количество поднимающегося по колонне пара по уравнению в кг/ч

 = Gd*(R + 1), (2.7)

где Gd - количество получаемого дистиллята, кг/ч;

R - рабочее флегмовое число.

Gy = 354,49*(1,44 + 1) = 864,95 кг/ч.

Количество жидкости, стекающей по колонне, кг/ч:

в верхней части:

 ЖВ = R*Gd ; (2.8)

в нижней части:

 ЖН = R*Gd + Gf ; (2.9)

Получаем

L ЖВ = 1,44 * 708,97 = 510,46 кг/ч,

L ЖН = 1.44 * 708.97 + 1000 = 1510,46 кг/ч.

Плотность жидкости в верхней ρ ЖВ и нижней ρ ЖН частях колонны соответственно равны

ρ ЖВ = ρ а*АВ С Р + ρ в*(1 - АВ С Р); (2.10)

ρ ЖН = ρ а*АН С Р + ρ в*(1 - АН С Р), (2.11)

где АВ С Р и АН С Р - средние концентрации жидкости в верхней и нижней частях колонны можно определить так:

АВ С Р = (Af + Ad) / 2 = (35 + 94) / 2 = 64.5 % мас;

АН С Р = (AW + Ad) / 2 = (2.6 + 94) / 2 = 48.3 % мас;

ρ а и ρ в - плотности более летучего и менее летучего компонентов соответственно. Они равны: ρ а = 890 кг/м3, ρ в = 935 кг/м3.

Получаем

ρ ЖВ = 890*0,645 + 935*(1 - 0,645) = 950,97 кг/м3,

ρ ЖН = 890*0,483 + 935*(1 - 0,483) = 913,27 кг/м3.

Средняя плотность жидкости в колонне

ρ Ж СР = (ρ ЖВ + ρ ЖН) / 2, (2.12)

ρ Ж СР = (950,97 + 913,27) / 2 = 932,12 кг/м3.

Средняя концентрация пара в верхней части колонны в мол долях равна

В CP = (Yf + Yd) / 2, (2.13)

где Yf и Yd определяют по Xf и Xd

Получаем

YВ CP = (0,514 + 0,847) / 2 = 0,680 мол доли.

Средняя плотность пара в верхней части колонны при средней температуре

ρY ВСР = [(MA* YВ CP +MB*(1 - YВ CP) ) / 848]*104 / (273 + t ВСР), (2.14)

где t ВСР - температура пара в верхней части колонны. Соответствует концентрации YВ CP.

Получаем

ρY ВСР = [(46*0,680 + 18*(1 - 0,680)) / 848] * 104 / (273 + 79,56) = 1,238 кг/м3.

Средняя концентрация пара в нижней части колонны в мол долях равна

Н CP = (Yf + YW) / 2, (2.15)

Н CP = (0.514 + 0.104) / 2 = 0.310 мол доли

Средняя плотность пара в нижней части колонны при средней температуре

ρY НСР = [(MA* YН CP +MB*(1 - YН CP) ) / 848]*104 / (273 + t НСР), (2.16)

где t НСР - температура пара в верхней части колонны. Соответствует концентрации YН CP

ρY НСР = [(46*0,310 + 18*(1 - 0,310)) / 848]*104 / (273 + 90,39) = 0,866 кг/м3.

Средняя плотность пара по колонне

ρY СР = (ρY ВСР + ρY НСР) / 2, (2.17)

ρY СР = (1,238 + 0,866) / 2 = 1,052 кг/м3.

Объемная скорость пара в колонне в м3/с определяется по формуле

= (Gd*(R + 1)*22,4*(273 + TCP)) / (3600*MA*273), (2.18)

где ТСР - средняя температура паров в колонне, определяется по значению Yf

Получаем

VY = (354,49*(1,44 + 1)*22,4*(273 + 83,5)) / (3600*46*273) = 0,15 м3/с.

Объемная скорость жидкости в верхней и нижней частях колонны определяются так

 ЖВ = L ЖВ / 3600*ρd, (2.19)

U ЖН = L ЖН / 3600*ρf, (2.20)

где L ЖВ и L ЖН - количество жидкости, стекающей по колонне в верхней и нижней частях, соответственно, кг/ч;

ρd - плотность получаемого дистиллята, кг/м3;

ρf - плотность исходной смеси, кг/м3.

ρd = ρа*Аd + ρв*(1 - Аd) = 890*0,94 + 935*(1 - 0,94) = 892,7 кг/м3,

ρf = ρа*Аf + ρв*(1 - Аf) = 890*0,35 + 935*(1 - 0,35) = 919,25 кг/м3.

Получаем

U ЖВ = 510,46 / (3600*892,7) = 0,00016 м3/с;

U ЖН = 1510,46 / (3600*919,25) = 0,00046 м3/с.

Предельно допустимая скорость пара в колоннах зависит от свойства пара и жидкости, от конструкции тарелок и расстояния между ними.

Для приближенного определения предельно допустимой скорости (м/с) на полное сечение колонны используется формула

, (2.21)

Получаем

W ПР = 0,05 = 1,48 м/с.

Рабочую скорость пара в тарельчатых колоннах принимают ниже предельно допустимой на 20%. Она обычно составляет 0,7..1,5 м/с.

Получаем

 = W ПР*(1 - 0,2) = 1,48*0,8 = 1,18 м/с.

По выработанной рабочей скорости определяем предварительный диаметр колонны (в м) по формуле

, (2.22)

где UY - объемная скорость пара в колонне, м3/с.

Полученный диаметр округляем, и тогда скорость в колонне будет равна, м/с

 = UY / (0,785* DK2), (2.23)

Получаем

WP = 0,15 / (0,785*0,62) = 0,53 м/с.

. Минимальное допустимое расстояние между тарелками НТ выбирают из условия обеспечения гидравлического затвора, т.е. чтобы

НТ > 1,8*ΔР / (ρЖ СР * g), (2.24)

где ΔР - сопротивление тарелки, Н/м2;

g - ускорение свободного падения, м2/с.

Чтобы найти данную величину, произведем расчет для сетчатых тарелок.

Сопротивление сетчатых тарелок можно определить так, Н/м2

ΔР = ΔРСУХ + ΔРσ + ΔРСМ, (2.25)

где ΔРСУХ - сопротивление сухой тарелки, Н/м2;

ΔРσ - сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения, Н/м2;

ΔРСМ - сопротивление статического столба жидкости на тарелке, Н/м2.

Площадь свободного сечения отверстия принимается равной от 8 до 15 % от общей площади свободного сечения тарелки, м2

0 = (0,08..0,15)*(π * DK2 / 4), (2.26)

Получаем

f0 = (0,08..0,15)*(3,14 * 0,402 / 4) = (0,010048..0,01884) м2.

Примем f0 = 0,035 м2.

Скорость пара в отверстиях тарелки, м/с

0 = WP / f0 (2.27)

0 = 0,53 / 0,035 = 15,1 м/с.

Итак, сопротивление сухой тарелки, Н/м2

ΔРСУХ = ξ (ρY СР * W02) / 2, (2.28)

где ξ - коэффициент, для ситчатых тарелок равен в пределах 1,1..2,0.

Для наших расчетов примем ξ = 2. В результате получим

ΔРСУХ = 2*(1,052 * 15,12) / 2 = 479,5 Н/м2.

Сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения Н/м2

ΔРσ = 4σ / 1,3d0. (2.29)

При этом σ = (σА + σВ) / 2,

где σА и σВ - поверхностное натяжение компонентов смеси А и В. Для компонента А (воды) σА = 72,75*10 -3 Н/м, а для компонента В (спирта) σВ = 21,60 *10 -3 Н/м.

σ = (72,75*10 -3 + 21,60 *10 -3) / 2 = 47,175 *10 -3 Н/м

ΔРσ = 4 * 47,175 *10 -3 / 1,3 * 0,004 = 36,29 Н/м2.

Сопротивление статического столба жидкости на тарелке, Н/м2

ΔРСМ = 12,7ρОТ * hП * ρЖН, (2.30)

где ρОТ - относительная плотность пены в тарелке, ρОТ = 0,5 кг/м3

hП - высота переливной колонны, м. Находиться в пределах 0,02..0,04 м. Примем hП = 0,02 м.

В результате расчетов получаем

ΔРСМ = 12,7 * 0,5 * 0,02 * 913,27 = 115,99 Н/м2

ΔР = 479,5 + 36,29 + 115,99 = 631,98 Н/м2.

Теперь рассчитываем минимальное допустимое расстояние между тарелками по формуле (2.24)

НТ = 1,8 * 631,98 / (932,12 * 9,81) = 0,12 м.

Площадь свободного сечения сегментивного переливного устройства принимается равной 8..10 % от площади свободного сечения тарелок:

fN = (0.08..0.10)*(π*DK2 / 4). (2.31)

В результате расчетов получаем

fN = (0.08..0.10)*(3,14 * 0,42 / 4) = 0,010..0,012 м2. Примем fN = 0,025 м2.

Скорость в переливном устройстве, м/с

 = U Ж * FN, (2.32)

 = 0,00062 / 0,025 = 0,025 м/с.

. Общая высота колонн определяется так:

 ОБЩ = (NД - 1)*H, (2.33)

 ОБЩ = (36 - 1)*0.12 = 4,2 м.

Общее гидравлическое сопротивление гидравлической колонны,

ΔРХ = ΔР*NД, (2.34)

ΔРХ = 631,98 * 36 = 22751,28 Н/м2.

. Тепловой баланс ректификационной установки:

+ Gf*Cf*tf + R*Gd*Cd*td = Gd*(R + 1)*rd + GW*CW*tW + Qn, (2.35)

где Сf, Cd, CW - теплоемкости исходной смеси, дистиллята и кубового остатка, которые определяются из табличных данных в зависимости от концентрации спирта, кДж / кг*К;

rd - теплота парообразования.

Сf = 4,312 кДж / кг*К, Cd = 3,1148 кДж / кг*К, CW = 4,169 кДж / кг*К, rd = 1056,826

В результате расчетов получаем

,49 * (1,44 + 1) * 1056,826 + 645,51 * 4,169 * 98,1 - 1000 * 4,312 * 83,5 - 1,44* *354,49*3,1148*78 = 694035,67 кДж/ч,

Qn = 694035,67*0,03 = 20821,07 кДж/ч,

Q = 694035,67 + 20821,07 = 714856,74кДж/ч

Расход греющего пара (кг/ч) составит

 = Q / (i’’ - i’) (2.36)

Энтальпии пара i’’ и i’ определяют по приложению.

В результате получаем

D = 714856,74 / (2740 - 589,5) = 332,41 кг/ч.

. Расход воды в дефлегматоре, кг/ч

B = (Gd*(R +1)*rd) / (CВ * (tKB - tHB)); (2.37)

Расход воды в холодильнике дистиллята, кг/ч

B = (Gd*Сd(tH - tK) / (CВ * (tKB - tHB)); (2.38)

Расход воды в холодильнике кубового остатка, кг/ч

B = (GW*СW(tH - tK) / (CВ * (tKB - tHB)), (2.39)

где tKB и tHB - конечная и начальная температура воды, tHB примем 20 0С, tКB - на 5 0С ниже температуры охлажденного продукта (т.е. 15 0С).

Получаем

G1B = (354,49*(1,44 + 1)*1056,826) / (4,19 * 103 *(20 - 15) = 43,63 кг/ч,

G2B = 354,49*3,1148*(65 - 20) / (4,19 * 103 *(20 - 15) = 2,37 кг/ч,

G3B = 645,51*4,169*(90 - 65) / (4,19 * 103 *(20 - 15) = 3,21 кг/ч.

Общий расход воды, кг/ч

 = G1B + G2B + G3B, (2.40)

 = 43,63 + 2,37 + 3,21 = 49,21кг/ч.

. Расчет диаметров патрубков. Рассчитываются диаметры патрубков для ввода исходной смеси, вывода кубового остатка, ввода греющего пара, и вывода дистиллята. Расчет производиться по формуле

, (2.41)

где V - расход соответствующего потока, кг/ч;

W - соответствующая скорость, м/с. Скорость пара примем равной 30 м/с, а жидкости - 1 м/с;

ρ - плотность соответствующего потока, кг/м3. Плотности исходной смеси, кубового остатка, греющего пара и дистиллята соответственно равны: ρf = 484,7 кг/м3; ρW = 906,1 кг/м3; ρY = 1,12 кг/м3; ρd = 894,08 кг/м3.

Подставляем все значения в формулу (2.41) и получаем

3. Требования техники безопасности

Пары спирта и сопутствующих ему примесей даже при небольшом содержании в воздухе вредны для обслуживающего персонала и в определенных соотношениях с воздухом образуют взрывоопасную смесь. Спирт и его примеси легко воспламеняются и поэтому также очень опасны в пожарном отношении.

Ректификационные отделения по пожарной опасности относятся к категории А, по взрывоопасности к классу В - 1А. Они должны иметь надежно работающую вентиляцию и необходимые средства для прожаротушения.

В процессе эксплуатации ректификационных установок запрещается:

работать, если имеются подтеки спирта в сальниках трубопроводах, фланцевых соединениях, других элементах установки;

применять открытый огонь, выполнять действия с нагретыми металлическими предметами, с оборудованием и инструментами способными давать искру;

хранить в ректификованном отделе самовоспламеняющиеся материалы;

повышать избыточное давление в колоннах сверх установленных норм;

чистить отдельные аппараты во время работы ректификационной установки.

При перемещении спирта и его примесей возникает статическое электричество, поэтому для предупреждения искрового разряда необходимо обеспечить мероприятия по защите от статического электричества.

Все работники производства должны знать и строго соблюдать правила техники безопасности и охраны труда.

4. Расчет себестоимости продукции

Расчет себестоимости продукции (прямых эксплуатационных затрат) производят по формуле

С = ЗА ТОР + ЗЭН, (2.42)

где - отчисления на амортизацию, техобслуживание и ремонт оборудования, зданий и сооружений, руб;

- затраты на энергоресурсы (топливо, электроэнергию и др.), руб;

Годовые отчисления на амортизацию, техобслуживание и ремонт определяют по формуле

, (2.43)

где - балансовая стоимость оборудования, зданий и сооружений;

- нормы отчислений в процентах на амортизацию, техобслуживание и ремонт от балансовой стоимости оборудования и строительной части. Для оборудования пищевой промышленности норма амортизации составляет от 6,6 до 16,7, норма отчислений на техобслуживание и ремонт - от 5 до 15. Для зданий норма амортизации составляет 2,5 - 5. Примем α равным 8.

Б = [(VH - VBH) * ρMe * k’ + Nd * md * k’’] * CMe, (2.44)

 - наружный объем колонны, м3. VH = (π*DK2 / 4) * hОБЩ;

VBH - внутренний объем колонны, м3. VBH = (π*(DK2 - 0,01) / 4) * hОБЩ;

k’ и k’’ - коэффициент сложности. k’ = 2, k’’ = 5;

md - масса тарелок, кг. md = Vd* ρMe. Vd = ½ * [π(DK - 0.02)2 / 4] * 0,01;

СМе - стоимость 1 кг металла. СМе примем равным 30 руб.

,

=36375 руб.

Получаем

ЗА ТОР = 36375*8 / 100 = 2910 руб

Затраты на энергоресурсы рассчитывают по формуле

, (2.44)

где - потребление энергоресурсов оборудованием за год в кг, кВт·ч;

- цена энергоресурсов, руб. за кг, примем равным 1,5 руб.

Потребление энергоресурсов оборудованием определяют по формуле

Е = D*V / W, (2.45)

где D - удельный расход энергоресурсов при эксплуатации оборудования, кг/ч.

- объем работы (сырья или готовой продукции), выполняемый оборудованием за год, кг, м3, шт.;

- производительность оборудования, кг/ч.

Получаем

Е = 332,41 * 1200000 / 1000 = 398892 кг / год;

ЗЭЛ = 398892*1,5 = 598338 руб.

В итоге получаем

С = 2910 + 598338 = 601278 руб.

Приведенные затраты представляют собой

, (2.46)

где - коэффициент нормативной эффективности капитальных вложений, принимаемый равным 0,15;

- капитальные вложения, определяемые путем суммирования балансовых стоимостей машин (оборудования), зданий и сооружений.

Получаем

П = 256000 + 0,15*600000 = 346000 руб.

Оптимизация колонны.

В приведенных ниже таблицах указаны числовые значения при которых затраты ректификационной колонны будут минимальными.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

ректификационный колонна ситчатый тарелка

В данной курсовой работе производился расчет ректификационной колонны непрерывного действия производительностью 1000кг/ч. Можно сделать вывод, что эффективность и экономичность ректификационных колонн прежде всего определяется их флегмовым числом. При оптимальном флегмовом числе, соответствующему данной ректификационной колонне, имеющей свои индивидуальные параметры, можно добиться максимальной производительности колонны, затрачивая при этом минимальные возможные затраты.

Оптимальное флегмовое число определяется графически при помощи варьирования какого-либо параметра. Обычно для этого используется диаметр колонны или его высота.

Я производил варьирование по диаметру колонны. В результате минимальные затраты были получены при величине диаметра равным 0,41м. Флегмовое число при этом имело значение 5,19. Что касается производимых затрат, то они составили 598907,01 руб. в год. Это значение явилось минимальным по сравнению с остальными.

Безусловно, можно было достигнуть более высокой производительности колонны при более низких затратах. Но для достижения этого необходимы более точные расчеты, которые опирались бы не только на голые формулы, а на опытные данные. Это значит, что в отрасли, изучающей процессы и явления, происходящие в пищевой промышленности еще много работы. Идеальная машина ещё не создана, и нужно над этим работать.

БИБЛИОГРАФИЧЕСКИЙ СПИСОК

1. Горбатюк В.И. Процессы и аппараты пищевых производств. - М.: Колос, 1999. - 335с.

. Стабников В.Н., Лысянский В.М., Попов В.Д. Процессы и аппараты пищевых производств. - М.: Агропромиздат, 1985. - 503с.

. Кавецкий Г.Д., Королев А.В. Процессы и аппараты пищевых производств. - М.: Атропромиздат, 1991. - 462с.

. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. - М.: Химия, 1985. - 784с.

. Стабников В.Н., Николаев А.П., Мандельштейн М.Л. Ректификация в пищевой промышленности. - М.: Легкая и пищевая промышленность, 1982. - 232с.

. Цыганков П.С. Ректификационные установки спиртовой промышленности. - М.: Легкая и пищевая промышленность, 1984. - 336с.

ПРИЛОЖЕНИЕ А

Таблица 1 Равновесные составы жидкости и пара и температуры кипения смеси этиловый спирт-вода при нормальном давлении

ПРИЛОЖЕНИЕ В

Графики оптимизации ректификационной колонны