Ректификационная установка непрерывного действия для разделения 4,1 т/ч бинарной смеси ацетон - этанол

Большинство рекомендаций сводится к использованию для расчета ректификационных колонн кинетических зависимостей, по л у ченных при исследовании абсорбционных процессов (в приведенных в данной гла ве примерах в основном использованы эти рекомендации).

Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную к олонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен соста в у исходной смеси х F Рис.1 Принципиальная схема ректификационной установки: 1- 2, 9- насосы; 3- теплообменник-подогреватель; 4 - кипятильник; 5- ректификационная колонна; 6- дефлегматор; 7- холодильник дистиллята; 8- ёмкость для сбора дистиллята; 10- холодильник кубовой жидкости; 11- ёмкость для кубовой жидкости.

Стекая вниз по колон н е, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при ки п ении кубовой жидкости в кипятильнике 4 . Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка х W , т. е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жид к остью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава х Р , получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дисти л лята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8 . Из кубо в ой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обога щ енный труднолетучим компонентом , который охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11 . Таким образом, в р е ктификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом ). Расч е т ректификационной колонны сводится к определению ее осно в ных геометрических размеров - д и аметра и высоты. Оба параметра в з начительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который, в свою очередь, з ависит от скоростей и фи з ических свойств фа з , а также от типа насадки. РАСЧ ЕТ НАСАДОЧНОЙ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ Расчет ректиификационной колоны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колоны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа и размеров насадкок.

Ориентировочный выбор размера насадочных тел можно осуществить исходя из следующих соображений. Чем больше размер элемента насадки, тем больше её свободный объём и, следовательно, выше производительность.

Однако вследствии меньшей удельной поверхности эффективность крупных насадок несколько ниже.

Поэтому насадку большого размера применяют, когда требуется высокая производительность и сравнительно невысокая степнь чистоты продуктов разделения. Для данного случая примем насадку из керамических колец Рашига размером 50 50 5 мм.

Удельная поверхность насадки а = 87,5 м 2 /м 3 , свободный объем e = 0,785 м 3 /м 3 , насыпная плотность 530 кг/м 3 . Насадочные колоны могут работать в различных гидродинамических режимах: плёночном, подвисания и эмульгирования.

Выберем полёночный режим работы колоны.

Материальный баланс колонны и рабочее флегмовое число Содержание легколетучего компонента: - в исходной смеси; - в дистилляте; - в кубовом остатке; т/ч кг/с - производительность по исходной смеси. Про и зводите льность колон н ы по д и сти л ляту Р кубовому о ст атку W о п ре де лим из у равне ни й м а те р и ального б аланса колонны: Отсюд а наход и м: / / Нагрузки рект и фик а ц и онной колонны по п ару и ж и дкости опр ед еляются р а бочим флегмовым числом R ; его оптимальное значе ни е R опт можно найти путём т е хник оэко но мического расчета.

Используют приближенные вычислен и я, основанные на определении коэфф и ц и ента и збытка флегм ы (оро ш ения) b = R / R min . Здесь R min - м иним а льно е флегмовое число: , г д е x F и x P - мольные до л и легколетучего к ом п онента соответст в е н но в исходной с м еси и дист и лляте, кмоль/кмоль смеси ; y F - конце н трация легколетучего ком понента в п аре , нахо д я щ емся в ра в новесии с исхо д ной смесью, к м оль/к мо ль с м ес и. О д ин из во з можны х п риб ли женны х методо в расчета R зак л юч ае тся в на х ож д ении такого флегмового ч и сла, которому соотв е тству е т мин и мально е произведение N (R+1) , пропорциональное объему ректиф и кационной колонны (N - число ступеней и з менения концентраций и ли теор е т и ческих тарелок, определяющее высоту колонны, а (R+1) - расхо д паров и , следовате л ьно , сече н и е колонны) . Определим R . составы фаз из массовых дол е й в мольные по соотношению / . где M ccl4 и М тол - молекулярные массы соответственно хлороформа и бе н зола , кг/кмоль.

Аналогично найдем: / . / . Тогда минимальное флегмовое число равно: Задавшись различными зн а чениями коэфф и ц и ентов избытк а ф л егмы b , о п ределим соответствующи е флегмовые числа.

Графич е ским построением ступеней и зме нения концентраций м е ж д у равновесной и рабочими линиям и на диаграмме состав п ара y состав жидкости х (рис. 2) н аходи м N . Р е зультаты расч е тов рабочего флегмового числ а предста вл ены н а рис.3 и приведены ниже: Таблица 1

Средние мольные массы жидкости в верх н ей и нижней частях колонны соответственно равны: М верх =М a х ср в +М c (1- х ср в ), М ниж = М a х ср н +М c (1- х ср н ); где М a и М c - мольные массы ацетона и этил. спирта соответственно; х ср в и х ср н - средний мольный состав жидкости в верхней и нижней частях колонны: / . / . Тогда Мольная масса исходной смеси кг/кмоль Подставим рассчитанные величины в выражения для средних массовых расходов, получим: кг/с Средние массовые потоки пара в верхней G В и нижней G Н частях колонны: где М В и М Н - средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны М В =М A y ср в +М c (1- y ср в ) М Н =М a y ср н +М c (1- y ср н ) , где Тогда М В =58 0.709+46 (1-0.709)=54.508 кг/кмоль М Н =58 0.238+46 (1-0.238)=48.856 кг/кмоль Подставив численные значения, получим: кг/c кг/c Скорость пара и диаметр колонны Для ректификационных колон, работающих в плёночном режиме при атмосферном давлении, рабочую скорость можно принять на 20-30% ниже скорости захлё-бывания.

Придельную фиктивную скорость пара, при которой происходит захлёбывание колонны находим по формуле: [1,c 127] Определим недостающие параметры: a) По диаграмме t-x-y : для пара tн = 73.4°C tв = 61.1°C для жидкости tн = 70.4°C tв = 60°С б)Тогда 3 кг/м 3 r a = 746 кг/м 3 r c = 754 кг/м 3 кг/м 3 кг/м 3 или Вязкости : lg m x = x cp lg m a + (1-x cp )lg m c m a =0.23 мПа c m c =0.591 мПа с m xв =0.326 мПа с m xн =0.447 мПа с Для выбранной насадки, т.е. колец Рашига мм : Удельная поверхность а = 87.5 м 2 /м 3 Сбодный объём e = 0.785 м 3 /м 3 Насыпная плотность 530 кг/м 3 Предельная скорость паров : w пв = 2.24 м/с Аналогично : w пн = 2.00 м/с Принемаем рабочую скорость на 30% ниже предельной : w в = 1.57м/с w н = 1.40 м/с Ориентировочный диаметр колонны определяют из уравне нн у ю расхода: Как правило , несмотря на разницу в рассчита н ных д и аметрах укре п ляющей и ис че рпывающей частей коло н ны (всл е дствие различия скоростей и расходов п а ров), и з готов л яют колон н у единого диаметра, равного большему и з рассчитанных. Выбере м стан д артный ди ме тр об е ча й ки колонны из таблицы стандартных диаметров: d ст =1 м При этом рабочая скорость пара : Расчет высоты насадки Решение графическое : m - средний коэффициент распределения в условиях равновесия m cpв = 2.2369 m cpв = 1.3736 Результаты вычисления площади криволинейной трапеции : n 0в = 13.11 n 0н = 5.15 Общую высоту едениц переноса найдем по уравнению аддитивности : Отношение нагрузок по пару и жидкости : для верха для низа где Высота едениц переноса в жидкой фазе : Ф и с - коэффиценты, оприделяемые по зависимости от плотности орошения L s и w / w п [1, c129 ] L sв = 1.496 кг/м 2 ч L sн = 27366 кг/м 2 ч Фв = 0.067 Фн = 0.075 (w / w п ) в = 50% с н = 1.08 y в = 210 ( w / w п ) н = 53% с н = 1.08 y н = 210 z - высота слоя насадки до 3 м Pасчет коэффициента молекулярной диффузии в жидкой D x и паровой D y фазах.

Коэффициент диффузии в жидкости при средней температуре t (в ° С) равен: D x =D x 20 [1+b (t-20)] m в (20 0 С)=0.322 мПа с m н (20 0 С)=0.119мПа с Мольные объемы в жидком состоянии при температуре кипения: V a =59.2 см 3 / моль V c =74 см 3 / моль Коэффициент диффузии в жидкости D x 20 при 20 ° C: [1, c129] где А, Вкоэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя, m х - вязкость жидкости при 20 °С, мПа с. Тогда коэффициент диффузии в жидкости для верхней части колонны при 20 0 С равен: Для нижней части колонны: Температурный коэффициент b определяют по формуле: где m х и r х принимают при температуре 20 0 С. r a = 791 кг / м 3 r c = 789 кг / м 3 Тогда для верхней части колонны: Для нижней части колонны: Отсюда D x =D x 20 [1+b (t-20)] [1, c129] Для верхней части колонны: D х в =5.31 10 -9 [ 1+0.0123 (60-20) ] = 7.92 10 -9 м 2 / с Для нижней части колонны: D х н = 1.863 10 -9 [ 1+0.01606 (70.4-20) ] = 6.04 10 -9 м 2 / с Высота едениц переноса в паровой фазе : [1, c129] m yв = 0.0089 мПа с m yн = 0.0097 мПа с r yв = 1.9884 кг/м 3 r yн = 1.7189 кг/м 3 Коэффициент диффузии в паровой фазе может быть вычислен по уравнению: [1, c129] где T - средняя температура в соответствующей части колонны, К; P - абсолютное давление в колонне, Па. Тогда для верхней части колонны: Для нижней части колонны: s в = s а = 0.01875 H/м s н = s c = 0.01903 H/м - 8 секций - 2 секции H = 30.7 м - 10 cекций Высоту ректификационной колонны определим по формуле H к =nz+( n - 1) h p + z в + z н , [1, c130] где h - р а сстояние между тарелками, м; z в и z н - расстояние соответственно между верхней тарелкой и крышкой колонны и между днищем колонны и нижней тарелкой, м. Выбор з начени и z в и z н производится по таблице . Подставив, получим: Гидравлическое сопротивление насадки [ 1, c11] Плотность орашения : м 3 /м 2 с м 3 /м 2 с Полное гидравлическое сопрот и вление ректификационной колонны Расчёт теплообменных аппаратов Расчёт пластинчатого теплообменника - подогревателя Выбрать тип, рассчитать и подобрать нормализованный конструкции пластинчатого теплообменника для подогрева G 2 = F = 1.1389 кг / с органической жидкости от температуры t 2 н =25°C до t 2 к =65.6°C . При средней температуре t 2 = 0.5(25+65.6)=45.3° C ; c 2 = 2632 Дж / кг К. Для подогрева использовать насыщенный водяной пар давлением 0.4 Мпа.

Температура конденсации t 1 =142.9°C . Характеристики конденсации при этой температуре: r 1 =2141000 Дж / кг.

Тепловая нагрузка аппарата составит: Q= 1.05 G 2 c 2 ( t 2 к - t 2 н ) = 1.05 1.1389 2632 (65.6-25) = 127787 Вт [3, c519] Расход пара определим из уравнения теплового баланса: Средняя разность температур: Коэффициенты теплопередачи в пластинчатых теплообменниках выше, чем их ориентировочные значения.

Примем K ор = 1250 Вт / м 2 К. Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности составит: Теплообменник, поверхностью F = 1.5 м 2 , подходит с запасом D = 46.28 % . Расчёт кожухотрубчатого конденсатора (дефлегматора) Рассчитать и подобрать нормализованный вариант конструкции кожухотрубчатого конденсатора смеси паров органической жидкости и паров воды (дефлегматора) для конденсации G 1 = P = 1.59 кг / с паров.

Удельная теплота конденсации смеси r 1 = 534300 Дж/кг, температура конденсации 56.6°С. Физико-химические свойства конденсата при температуре конденсации l 1 = 0.162 Вт / м К; r 1 = 748.8 кг / м 3 ; m 1 = 0.0000251 Па с. Тепло конденсации отводить водой с начальной температурой t 2н = 20 °С. Примем температуру воды на выходе из конденсатора t 2к = 40°С. c 2 =4190 Дж / кг К Тепловая нагрузка аппарата составит: Q= G 1 r 1 = 1.59 534300 = 903943.3 Вт [2, c349] Расход воды: Средняя разность температур: Примем K ор = 600 Вт / м 2 К. Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности составит: Задаваясь числом Re 2 = 15000, определим соотношение n / z для конденсатора из труб диаметром d н = 20 2 мм: где n - общее число труб; z - число ходов по трубному пространству: d - внутренний диаметр труб, м. Уточнённый расчёт поверхности теплопередачи. В соответствии с табличными значениями соотношение n / z принимает наиболее близкое к заданному значению у конденсаторов с диаметром кожуха D = 400 мм, диаметром труб 20 2 мм, числом ходов z = 2 и общим числом труб n = 166. n / z = 166 / 2 = 83. Наиболее близкую к ориентировочной поверхность теплопередачи имеет нормализованный аппарат с длиной труб L = 6 м; F = 63 м 2 . Действительное число Re 2 равно: Коэффициент теплоотдачи к воде определим по уравнению: Вт / м 2 К; Коэффициент теплоотдачи от пара компенсирующегося на пучке горизонтально расположенных труб, определим по уравнению: Вт / м 2 К; Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали и загрязнения со стороны воды и пара равна: Коэффициент теплопередачи: Вт / м 2 К; Требуемая поверхность теплопередачи: Конденсатор с длиной труб 3 м и поверхностью 3.5 м 2 подходит с запасом: Гидравлическое сопротивление D р 2 рассчитывается по формуле: Коэффициент трения по формуле равен: Скорость воды в штуцерах: Гидравлическое сопротивление: Расчёт кожухотрубчатого испарителя Рассчитать и подобрать нормализованный вариант конструкции кожухотрубчатого испарителя ректификационной колонны с получением G 2 = W= 1.425 кг / с паров водного раствора органической жидкости.

Кипящая при небольшом избыточном давлении и температуре t 2 = 78°С жидкость имеет следующие физико-химические характеристики: r 2 =737 кг/м 3 ; m 2 =0.000448 Па с; s 2 =17.5 10 -3 н / м; с 2 =3218 Дж/кг К; l 2 =0.169 Вт/м К; r 2 = 846240 Дж / кг.

Плотность при атмосферном давлении r по =1.6984 кг/м 3 , плотность паров над кипящей жидкостью r п =1.6984 кг/м 3 . В качестве теплоносителя использовать насыщенный водяной пар давлением 0.4 Мпа.

Удельная теплота конденсации r 1 =2141000 Дж / кг, температура конденсации t 1 =142.9°С. Физико-химические характеристики конденсации при этой температуре: r 1 =926 кг / м 3 ; m 1 = 0.000196 Па с ; l 1 = 0.685 Вт / м К Тепловая нагрузка аппарата: Расход греющего пара определим из уравнения теплового баланса: Средняя разность температур: D t ср = t 1 - t 2 = 1429 - 78 = 64.9°С. В соответствии с табличным значением примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи K ор =1400 Вт/м 2 К. Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности составит: В соответствии с табличной поверхностью, близкую к ориентировочной, может иметь теплообменник с высотой труб l =2 м, D кожуха =400 мм, d труб =25 2 мм, общим числом труб = 100, числом ходов =2. Требуемая поверхность составит F = 13.5 м 2 В выбранном теплообменнике запас поверхности: Расчёт холодильника кубовой жидкости (кожухотрубчатого теплообменника). Рассчитать и подобрать нормализованный кожухотрубчатый теплообменник для теплообмена между двумя растворами.

Горячий раствор в количестве G 2 = W= 0.7193 кг / с охлаждается от t 2н = 78°С до t 2к =25°С . Начальная температура воды равна t 2н = 20 0 С. Горячая жидкость при средней температуре t 1 =51.5°С имеет следующие физико-химические характеристики: r 1 =766.5 кг/м 3 ; l 1 =0.178 Вт/м К; m 1 =0.000746 Па с; с 1 =2927 Дж/кг К. Холодная жидкость температуре t 2 =30 °С имеет следующие физико-химические характеристики: r 2 = 986 кг/м 3 ; l 2 =0.662 Вт/м К; m 2 =0.000804 Па с; с 2 =4190 Дж/кг К. Тепловая нагрузка аппарата: Q= G 1 с 1 (t 1 н - t 1к )=0.7193 2927 (78 - 25)=111586 Вт.

Расход охлаждающей воды: кг/с Определение средне-логарифмической разности температур: Ориентировочный выбор теплообменника: Примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи K ор =800 Вт/м 2 К. Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности теплообмена составит: Поправку для средне-логалифмической разности температур определим по уравнению: Подбираем теплообменник: L труб =4 м, d труб =25 2 мм, D кожуха =400 мм, F =31 м 2 , число труб= 100, число ходов=2 Требуемая поверхность составит F = 28.43м 2 . В выбранном теплообменнике запас поверхности: Расчёт холодильника дистиллята (кожухотрубчатого теплообменника) Рассчитать и подобрать нормализованный кожухотрубчатый теплообменник для теплообмена между двумя растворами.

Горячий раствор в количестве G 2 = P= 0.4196 кг / с охлаждается от t 1 н = 56.6°С до t 1 к =25°С . Начальная температура холодного раствора равна t 2н = 20 °С. Горячая жидкость при средней температуре t 1 = 40.8°С имеет следующие физико-химические характеристики:с 1 =2292.5 Дж/кг К. Холодная жидкость температуре t 2 =30 °С имеет следующие физико-химические характеристики: r 2 = 996 кг/м 3 ; l 2 =0.618 Вт/м К; m 2 =0.000804 Па с; с 2 =4190 Дж/кг К. Тепловая нагрузка аппарата: Q= G 1 с 1 (t 1 н - t 1к )=0.4196 2292.5 (56.6 - 25)=30397 Вт.

Расход охлаждающей воды: кг/с Определение средне-логарифмической разности температур: Ориентировочный выбор теплообменника: Примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи K ор =800 Вт/м 2 К. Тогда ориентировочное значение требуемой поверхности теплообмена составит: Подбираем теплообменник: L труб =3 м, d труб =20 2 мм, D кожуха =400 мм, F=31 м 2 , число ходов=2 Требуемая поверхность составит F = 25.61 м 2 . В выбранном теплообменнике запас поверхности: Расчёт ёмкости для исходной смеси и продуктов разделения , где G - расход жидкости, кг / с. t = 2 часа = 2 3600 = 7200 сек - время. r - плотность жидкости, кг / м 3 . j = 0.8 - коэффициент заполнения. 1. Ёмкость для исходной смеси: 2. Ёмкость для сбора дистиллята: 3. Ёмкость для кубовой жидкости: Расчёт и выбор насоса Подобрать насос для перекачивания исходной смеси ацетонэтанол при температуре 20 °С из открытой ёмкости в аппарат, работающий под избыточным давлением 0.1 Мпа.

Расход жидкости 1.1389 кг / с.

Геометрическая высота подъёма жидкости 15 м. Длина трубопровода на линии всасывания 15 м, на линии нагнетания 40 м.

Проверить возможность установки насоса на высоте 4 м над уровнем жидкости в ёмкости. Выбор трубопровода Для всасывающего и нагнетательного трубопровода примем одинаковую скорость течения жидкости, равную 2 м / с. Тогда диаметр равен: Выбираем стальную трубу наружным диаметром 38 мм, толщиной стенки 2 мм (по таблице). Внутренний диаметр трубы d = 0.034 м.

Фактическая скорость воды в трубе: Примем, что коррозия трубопровода незначительна.

Определение потерь на трение местные сопротивления т.е. режим течения турбулентный.

Примем абсолютную шероховатость равной D =2 10 -4 м. Тогда: Далее получим: Таким образом, в трубопроводе имеет место смешанное трение, и расчет l следует проводить по формуле: Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений: сумма коэффициентов во всасывающей линии x вс =0.5+1+1.1 2+3 0.83 0.92=6 сумма коэффициентов в нагнетательной линии x н =0.5+1+1.1 2+2 4.8=13.3 Потерянный напор во всасывающей и нагнетательной линии находим по формуле: Общие потери напора: h п = h п вс + h п наг =1.9+2.83=4.73 Выбор насоса.

Находим потребный напор насоса по формуле: Такой напор при заданной производительности обеспечивается одноступенчатыми центробежными насосами.

Учитывая широкое распространение этих насосов в промышленности ввиду достаточно высокого к.п.д., компактности и удобства комбинирования с электродвигателями, выбираем для последующего рассмотрения именно эти насосы.

Полезную мощность насоса определим по формуле: N п = r g Q H = 9 .8 32.6 1.1389 = 363.9 Вт = 0.364 кВт Примем h пер =1 и h н =0.6 (для центробежного насоса средней производительности), найдём по формуле мощность на валу двигателя: По таблице устанавливаем, что заданной подаче и напору более всего соответствует центробежный насос марки Х20/5 3 , для которого при оптимальных условиях работы Q =5.5 10 -3 м 3 /с, Н=34.4 м, h н =0.5. Насос обеспечен электродвигателем ВА 0-52-2 номинальной мощностью N н =13 кВт, h дв =0.87. Частота вращения вала n = 48.3 с -1 . Определение предельной высоты всасывания Рассчитаем запас напора на кавитацию: h з =0.3 ( Q n 2 ) 2/3 =0.3 (1.445 10 -3 48.3 2 ) 2/3 =0.6744 м По таблицам давлений насыщенного пара найдём, что при 20 °С p t =12025 Па.

Примем, что атмосферное давление равно р 1 =10 5 Па, а диаметр всасывающего патрубка равен диаметру трубопровода. Тогда по формуле найдём: Таким образом, расположение насоса на высоте 4 м над уровнем жидкости в ёмкости вполне возможно.

Выбираем насос: Выбор насоса для отвода кубового остатка и дистиллята Таблица 4

Исполнительную толщину тонкостенной гладкой цилиндрической обечайки, нагруженной внутренним избыточным давлением, рассчитывают по формуле: D - внутренний диаметр обечайки, м [ s ] - напряжение на растяжение для материала обечайки. Для стали Х18Н10Т [ s ] =134 мН/м 2 j - коэффициент, учитывающий ослабление обечайки из-за сварного шва, j = 0.95. ГОСТ 1 м d =10 мм. 2. Расчёт толщины днища.

Считаем толщину стенки днища.

Вместо коэффициента ослабления из-за шва, возьмём коэффициент ослабления j = 0.9. Тогда толщина стенки эллиптического или полусферического днища равна: Расчёт оптимального диаметра трубопровода Внутренний диаметр трубопровода круглого сечения рассчитывают по формуле: 1. Трубопровод подачи исходной смеси из подогревателя в колонну: Выбираем трубопровод по ГОСТу 56 3.5 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 49 мм. 2. Трубопровод подачи кубового остатка в кипятильник: Выбираем трубопровод по ГОСТу 45 3.5 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 38 мм. 3. Трубопровод отвода оборотной воды из холодильника -1: Выбираем трубопровод по ГОСТу 56 3.5 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 49 мм. 4. Трубопровод подвода исходной смеси из ёмкости -1 к подогревателю: Выбираем трубопровод по ГОСТу 32 3.0 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 26 мм. 5. Трубопровод подачи дистиллята из распределителя в холодильник -2: Выбираем трубопровод по ГОСТу 32 3.0 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 26 мм. 6. Трубопровод подачи дистиллята из холодильника -2 в ёмкость -3: Выбираем трубопровод по ГОСТу 32 3.0 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 26 мм. 7. Трубопровод отвода оборотной воды из дефлегматора: Выбираем трубопровод по ГОСТу 76 4.0 мм - Ст3сп.

Штуцер D у - 67 мм. 8. Трубопровод подачи оборотной воды в холодильник -1: Выбираем трубопровод по ГОСТу 56 3.5 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 49 мм. 9. Трубопровод подачи паров дистиллята из колонны в дефлегматор: Выбираем трубопровод по ГОСТу 56 3.5 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 49 мм. 10 Трубопровод, соединяющий распределитель и колонну: Выбираем трубопровод по ГОСТу 56 3.5 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 49 мм. 11. Трубопровод подачи пара к подогревателю и кипятильнику: Выбираем трубопровод по ГОСТу 22 2.0 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 18 мм. 12. Трубопровод подачи кубовой жидкости из холодильника -1 в ёмкость -2: Выбираем трубопровод по ГОСТу 45 3.5 мм - Х18Н10Т. Штуцер D у - 38 мм.

Контроль и автоматическое регулирование 1. Ёмкость Е 1 , Е 2 , Е 3 :