Расчёт тарельчатой ректификационной колонны

Размещено на http://www.allbest.ru/

ФЕДЕРАЛЬНОЕ ГОСУДАРСТВЕННОЕ БЮДЖЕТНОЕ ОБРАЗОВАТЕЛЬНОЕ

УЧРЕЖДЕНИЕ ВЫСШЕГО ПРОФЕССИОНАЛЬНОГО ОБРАЗОВАНИЯ

Омский государственный технический университет

НЕФТЕХИМИЧЕСКИЙ ИНСТИТУТ

Кафедра: «Химическая технология и биотехнология»

Специальность: «Энерго- и ресурсосбережение в химической промышленности, нефтехимии и биотехнологии»

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ

на тему: «Расчёт тарельчатой ректификационной колонны»

по дисциплине «Массообменные процессы»

Омск 2014 г.

Содержание

Введение

1. Условные обозначения

2. Описание технологической схемы

3. Технологический расчёт ректификационной колонны

3.1 Расчет производительности

3.2 Определение состава фаз в мольных долях

3.3 Построение равновесной кривой

3.4 Определение минимального флегмового числа.

3.5 Определение среднемассовых потоков пара в верхней и нижней части колонны.

3.6 Скорость газа и диаметр колонны

3.7 Высота светлого слоя жидкости на тарелке и паросодержание барбатажного слоя

3.8 Расчёт коэффициентов массоотдачи и массопередачи

3.9 Определение КПД по МЭрфри

3.10 Гидравлическое сопротивление тарелок колонны

4. Конструктивный расчет аппарата

4.1 Расчёт штуцера для выхода бензола (НКК)

4.2 Расчёт штуцера для выхода толуола (кубовой жидкости)

4.3 Расчёт штуцера для входа исходной смеси в колонну

4.4 Расчет толщины обичайки

4.5 Расчет толщины стенки крышки и днища

4.6 Расчет аппарата на ветровую загрузку

4.7 Расчет опоры апарата

5. Расчёт дополнительного оборудования

5.1 Расчет теплообменников

5.2 Расчет насосов

5.3 Расчет емкостей

Заключение

Список используемой литературы

ВВЕДЕНИЕ

Ректификация - один из самых распространённых технологических процессов в химической, нефтеперерабатывающей, и во многих других отраслях промышленности.

Ректификация - процесс разделения бинарных или многокомпонентных паровых, а также жидких смесей на практически истые компоненты или их смеси, обогащенные легколетучими или тяжелолетучими компонентами; процесс ректификации осуществляется путем многократного контакта между неравновесными жидкой и паровой фазами, движущимися противотоком относительно друг друга.

Характерной особенностью процесса ректификации являются следующие условия образования неравновесных потоков пара и жидкости, вступающих в контакт: при разделении паровых смесей неравновесный поток жидкости (жидкостное орошение) образуется путём полной или частичной конденсации уходящего после контакта потока пара, в то время, как при разделении жидких смесей неравновесный паровой поток (паровое орошение) образуется путём частичного испарения уходящей после контакта жидкости. Вследствие указанных особенностей проведения процесса неравновесные потоки пара и жидкости, вступающие в контакт, находятся в состоянии насыщения, при этом пар более нагрет, нежели жидкость и в нем находится больше тяжелолетучих компонентов, чем в жидкости. После контакта пар обогащается легколетучими, а жидкость - тяжелолетучими компонентами за счет взаимного перераспределения компонентов между фазами.

Возможность разделения смесей при ректификации обусловлена различием относительных летучестей компонентов смеси, вследствие чего создаются неравновесные потоки пара и жидкости, а также происходит дальнейшее обогащение пара легколетучими, а жидкости - тяжелолетучими компонентами.

Процессы ректификации осуществляются периодически или непрерывно при различных давлениях: атмосферном, повышенном (для разделения смесей, являющихся газообразными при нормальных температурах) и под вакуумом (для разделения смесей высококипящих веществ).

1. ОСНОВНЫЕ УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ

- удельная теплоемкость вещества, Дж/(кг·с);

- коэффициент диффузии, м/с²;

- диаметр, м;

- поверхность контакта фаз, теплообмена, м²;

- площадь поперечного сечения, м²;

g- ускорение свободного падения, м/с²;

H, h - высота, м; энтальпия, Дж, удельная энтальпия, Дж/кг;

- коэффициент скорости процесса (теплопередачи, Вт/(м²/К), (массопередачи, кг/( м²·с·ед. движ. силы);

- длина, м;

L- работа;

- массовый (мольный) расход вещества, кг/с (моль/с);

- масса вещества, кг;

- частота вращения, с^-1;

- мощность;

р - гидростатическое давление, Н/м²;

Q - тепловой поток, Дж;

q- удельныйтепловой поток, Дж/м²;

Т - абсолютная температура, К;

- объем, м³;

- объемный расход, м³/с;

- мольная, массовая, относительная массовая доля компонента жидкости в растворе;

- мольная, массовая, относительная массовая доля компонента газа в смеси;

( или ) - равновесная мольная, массовая, относительная массовая доля компонента газа в смеси;

( или ) - равновесная мольная, массовая, относительная массовая доля компонента газа в смеси;

- коэффициент массоотдачи, кг/( м²·с·ед. движ. силы);

- порозность зернистого слоя;

з - КПД системы, установки;

- коэффициент теплопроводности, Вт/(м·К);

м- динамический коэффициент вязкости, Па·с;

- плотность вещества, кг/ м³;

- коэффициент поверхностного натяжения, Н/м;

ф - время, с;

- коэффициент местного сопротивления.

2. ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ ПРОЦЕССА

Исходное сырьё, представляющее собой бинарную смесь бензол - толуол, из емкости Е-1 подается на питания колонны ректификации К-1. В ходе процесса разделения, образуется дистиллят, которым является низкокипящий компонент бензол и кубовый продукт-толуол.

Пары бензола выходят сверху колонны с Т=89^оС и направляются в теплообменник -конденсатор Т-4, где охлаждается водой с начальной Т=21 ^оС. После охлаждения образуется дистиллят, часть которого отправляется орошение колонны ректификации в качестве флегмы, а остальная часть в виде сконденсированного бензола насосом Н-1 откачивается в ёмкость Е-3.

Снизу колонны отводят остаток или кубовый продукт (толуол). Для поддержания постоянный температуры низа колонны кубовый продукт проходит через Т-2. Часть кубового продукта используют для обогрева исходной смеси в теплообменнике Т-1,который потом рециркулирует в состав отведённого толуола. Выходящий с низа колонны толуол подаётся в теплообменник Т-3,где охлаждается с температуры Т=102 ^оС до 80 ^оС водой с начальной температурой 21 ^оС. Затем толуол насосом Н-2 отводится в ёмкость Е-2.

3. ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ

Расчет ректификационной установки включает в себя определение расхода дистиллята и кубового остатка, размеров ректификационной колонны и ее гидравлического сопротивления, тепловой расчет колонны.

Исходные данные: смесь: бензол-толуол; тип колонны- с ситчатыми тарелками; F=7кг/с;

X_f=27; XP=91 ; XW= 4; T=25^оС; T в=21 ^оС.

3.1 Расчет производительности по дистилляту и кубовому остатку

Материальный баланс составляется для определения количеств и состава веществ, участвующих в процессах ректификации.

Материальный баланс колонны рассчитывается по формуле:

где F - расход исходной смеси, кг/с; P - расход дистиллята, кг/с; W - расход кубового продукта, кг/с.

Материальный баланс по НКК рассчитываем по формуле:

где - концентрация НКК в исходной смеси, масс.доли; - концентрация НКК в дистилляте, масс. доли; - концентрация НКК в кубовом остатке, масс. доли.

Преобразуем уравнение и находим производительность по кубовому остатку:

Производительность по дистилляту составит:

3.2 Определение состава фаз в мольных долях

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R; его оптимальное значение можно найти путем технико-экономического расчета. Ввиду отсутствия надежной методики оценки используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициента избытка флегмы (орошения) . Здесь - минимальное флегмовое число:

,

где и - мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси; - концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.

Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению



где и - молекулярные массы соответственно бензола и толуола, кг/кмоль.

Получим:

X_F== 0.304 кмоль/к моль смеси

X_Р== 0.923 кмоль/к моль смеси

X_W== 0.048 кмоль/к моль смеси

3.3 Построение равновесной кривой

Строим диаграмму равновесия между паром и жидкостью (диаграмма 1) при постоянном давлении. По данной диаграмме определяем - концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси. В нашем случае =0.51

Тогда минимальное флегмовое число равно:

R_min= (0.923-0.51)/(0.51-0.304)=1.86

Задавшись различными значениями коэффициентов избытка флегмы , определим соответствующие флегмовые числа. Графическим построением ступеней изменения концентраций между равновесной и рабочими линиями на диаграмме «состав пара у - состав жидкости х» находим N .

Данные построения приведены ниже.

Результаты расчетов рабочего флегмового числа представленные на диаграммах приведены ниже:

1,05 1,35 1,75 2,35 3,30 6,25

1,95 2,5 3.25 34.37 6.13 11.5

В 0.3 0.26 0.21 0.17 0.13 0.7

20,0 16.5 14 13 12 10,5

59 57.75 57,3 69,8 85,56 132

3.4 Минимальное флегмовое число

Минимальное произведение соответствует флегмовому числу R = 3,25.При этом коэффициент избытка флегмы в = 3.25 / 1,86 = 1,75. На графике 2 изображены рабочие линии и ступени изменения концентраций для верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) частей колонны в соответствии с найденным значением R.

3.5 Определение среднемассовых потоков пара в верхней и нижней части колонны

Средние массовые расходы (нагрузки) по жидкости для верхней и нижней частей колонны определяют из соотношений:

где и - мольные массы дистиллята и исходной смеси; и - средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны.

Мольную массу дистиллята в данном случае можно принять равной мольной массе легколетучего компонента - бензола. Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны соответственно равны:



где и - мольные массы бензола и толуола; и - средний мольный состав жидкости соответственно в верхней и нижней частях колонны:

Х_ср.в=( Х_р+Х_F)/2=( 0.923+0.304)/2=0.614 кмоль/ кмоль смеси

Х_ср.н=( Х_F+ Х_W)/2=( 0.304+0.047)/2=0.175 кмоль/ кмоль смеси

Тогда:

М_в= 78*0.614+ 92(1-0.614)=84.4 кг/кмоль

М_в= 78*0.175+ 92(1-0.175)=89.5 кг/кмоль

Мольная масса исходной смеси:

М_F= 78* 0.304+92(1-0.304)=87.8 кг/моль

Подставим рассчитанные величины в формулы среднемассовых расходов, получим:

L_B=1,85*3,25*84,4\78=6.5 кг/с

L_н=1.85*3.25*89.5/78+7*89.5/87.8=14кг/с

Средние массовые потоки пара в верхней G_B и нижней G_H частях колонны ,соответственно, равны:

Здесь и - средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны:

где:

У_{ср. в} =(0.95+0.51)/2=0.73кмоль/кмоль смеси

У_{ср. н} =(0.51 +0.04)/2=0.3кмоль/кмоль смеси

Тогда:

Подставив численные значения в уравнение получим:

G_в=1.85*(3.25+1)81.8/78=8.3 кг/с

G_н=1.85*(3.25+1)*87.8/78=8.8 кг/с

3.6 Скорость пара и диаметр колонны

Для ситчатых тарелок рекомендуется уравнение

, где

плотности жидкости и пара в верхней и нижней частях колонны при средних температурах в них и .

Найдем плотности жидкости и пара в верхней и нижней частях колонны при средних температурах в них и .

Средние температуры паров определим по графику 3 в координатах t - х:

Tв =85^оС

T н=102^оС

Тогда:

Отсюда получим:

Р_ув=

Р_ун=

Плотность физических смесей жидкостей подчиняется закону аддитивности:

где - объемная доля компонента в смеси.

В рассматриваемом примере плотности жидких бензола и толуола близки ,поэтому можно принять

Вязкость жидких смесей м_x находим по уравнению

где и - вязкости жидких бензола и толуола при температуре смеси.

Тогда вязкость жидкости в верхней и нижней частях колонны соответственно равна:

Откуда:

Допустимая скорость в верхней и нижней частях колонны соответственно равна:

W=

W=

Ориентировочный диаметр колонны определяют из уравнения расхода:

Как правило, несмотря на разницу в рассчитанных диаметрах укрепляющей и исчерпывающей частей колонны (вследствие различия скоростей и расходов паров), изготовляют колонну единого диаметра, равного большему из рассчитанных.

В данном случае скорости и мало отличаются друг от друга; используем в расчете среднюю скорость паров:

Принимаем средний массовый поток пара в колонне G равным полу сумме G_B и G_H:

G=8.3+8.8=8.5 кг/с

Средняя плотность паров:

Диаметр колонны:

D== 1.99м

Выберем стандартный диаметр колонны равный 2м.

При этом рабочая скорость пара

W=0.84(1.99/2)²=0.78 м/с

По каталогу [10] для колонны диаметром 2000мм выбираем ситчатую однопоточную тарелку ТС-Р со следующими конструктивными размерами:

Диаметр отверстий в тарелке 8 мм

Шаг между отверстиями 15 мм

Свободное сечение тарелки 18,8 %

Высота переливного порога 30 мм

Ширина переливного порога 1050 мм

Рабочее сечение тарелки 2,294 мІ

Скорость пара в рабочем сечении тарелки:

W_t=0.78*4*0.785/2.294=1 м/с

Высота колонны

Как показано выше, число действительных тарелок в колонне может быть определено графоаналитическим методом (построением кинетической линии). Для этого необходимо рассчитать общую эффективность массопередачи на тарелке (КПД по Мэрфри). Эффективность тарелки по Мэрфри с учетом продольного перемешивания, межтарельчатого уноса и доли байпасирующей жидкости приближенно определяется следующими уравнениями :

колонна барбатажный газ пар

где - фактор массопередачи для укрепляющей части колонны; - локальная эффективность по пару; е - межтарельчатый унос жидкости, кг жидкости / кг пара; - доля байпасирующей жидкости; S - число ячеек полного перемешивания; т - коэффициент распределения компонента по фазам в условиях равновесия.

Локальная эффективность связана с общим числом единиц переноса по паровой фазе на тарелке следующим соотношением:

где

Здесь - в кмоль/(м² с) ; - средняя мольная масса паров, кг/кмоль.

В настоящее время нет достаточно надежных данных для определения поверхности контакта фаз, особенно эффективной поверхности массопередачи при барботаже на тарелках. Поэтому обычно в расчетах тарельчатых колонн используют коэффициенты массопередачи, отнесенные к единице рабочей площади тарелки (). Коэффициент определяют по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений:

где в_хf и в_yf - коэффициенты массоотдачи, отнесенные к единице рабочей площади тарелки соответственно для жидкой и паровой фаз, кмоль/(м² с).

3.7 Высота светлого слоя жидкости на тарелке и паросодержание барбатажного слоя

Высоту светлого слоя жидкости для ситчатых тарелок находят по уравнению:

(2.39)

где - удельный расход жидкости на 1 м ширины сливной перегородки, м²/с; b - ширина сливной перегородки, м; - высота переливной перегородки, м; - поверхностное натяжение соответственно жидкости и воды при средней температуре в колонне; - в мПа с; т = 0,05 - 4,6

= 0,05 - 4,6·0,03 = -0,088.

Для верхней части колонны:

h_0в=0.787*0.008^0.2*0.03^0.56 *(1-0.31*2.72^{-0.11 0.298})* (20\60)^0.9=0.026м

Для нижней части колонны:

h_0н=0.787*0.017^0.2*0.03^0.56 *(1-0.31*2.72^{-0.11 0.269)}* (20\60)^0.9=0.031м

Паросодержание барботажного слоя е находят по формуле

где

Для верхней части колонны:

Fr= 1\9.8*0.026=3.9 = /1+=0.66

Для нижней части колонны:

Fr= 1\9.8*0.031=3.29 = /1+=0.64

3.8 Расчёт коэффициентов массоотдачи и массопередачи

При этом для жидкой фазы:

для газовой фазы:

где А - коэффициент; , - коэффициенты молекулярной диффузии распределяемого компонента соответственно в жидкости и газе, м²/с; - средние скорости жидкости и газа в барботажном слое, м/с;

- газосодержание барботажного слоя, м³/м³; - критерий гидравлического сопротивления, характеризующий относительную величину удельной поверхности массопередачи на тарелке; - гидравлическое сопротивление барботажного газожидкостного слоя (пены) на тарелке, Па; - высота слоя светлой (неаэрированной) жидкости на тарелке, м; l - характерный линейный размер, равный среднему диаметру пузырька или газовой струи в барботажном слое, м.

Рассчитаем коэффициенты молекулярной диффузии в жидкой D_x и паровой D_y фазе по формулам:

Коэффициенты диффузии в жидкости при 20 °С можно вычислить по приближенной формуле :

где А, В - коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя; - мольные объемы компонентов в жидком состоянии при температуре кипения, см³/моль; - вязкость жидкости при 20 °С, мПа·с.

Тогда коэффициент диффузии в жидкости для верхней части колонны при 20°С равен

Температурный коэффициент b определяют по формуле

где , и принимают при температуре 20 °С. Тогда

Отсюда:

D_хв= 2.28*10^-9 [1+0.017(85-20 ]= 4.7*10^-9 м²/с

Аналогично для нижней части колонны находим:

Коэффициент диффузии в паровой фазе может быть вычислен по уравнению:

где Т - средняя температура в соответствующей части колонны, К;

Р - абсолютное давление в колонне, Па.

Тогда для верхней части колонны:

D_ув=*=1.7*10^-6

Аналогично для нижней части колонны получим:

D_ун= 1.8*10^-6

Плотность орошения в верхней и нижней части колонны определим по формулам:

U_{в =}0.0027 м²/с U_н=0.005 м²/с

Вязкость паров для верхней части колонны:

(2.21)

где и - вязкость паров бензола и толуола при средней температуре верхней части колонны, мПа·с; - средняя концентрация паров: Подставив численные значения, получим:

µ_ув= мПа с

Аналогичным расчетом для нижней части колонны находим

= 0,0092 мПа·с.

Рассчитаем коэффициенты массопередачи для жидкой фазы:

Для верха:

в_х=

в_хв=

Аналогичный расчет проведём для низа колонны и получим:

в_хн =0.027

Рассчитаем коэффициенты массопередачи газовой фазы:

в_х=

Для верха колонны: в_ув =4.4

Для низа колонны: в_ун=5.4

Пересчитаем коэффициенты массоотдачи на кмоль/(м²·с):

для верхней части колонны

в_хв=*796/84.4=0.15 в_ув =4.4*2.78/81.7=0.149

для нижней части колонны

в_ун=5.4*2.85/87.8=0.175 в_хн =0.027*796/89.5=0.24

Расчет коэффициента массопередачи

Пусть х = 0,6. Коэффициент распределения компонента по фазам (тангенс угла наклона равновесной линии в этой точке) т = 0,77.

Коэффициент массопередачи вычисляем по коэффициентам массоотдачи в верхней части колонны:

K_yf=1/(0.149+0.77/0.15)=0.084 .

Найдём общее число единиц переноса на тарелку :

=0.084*81.7/2.78=2.5

Локальная эффективность по уравнению

Е_у=1 -2.72^-2.5 =0.92

Для определения эффективности по Мэрфри необходимо рассчитать также фактор массопередачи , долю байпасирующей жидкости , число ячеек полного перемешивания S и межтарельчатый унос е.

Фактор массопередачи для верхней части колонны:

=0.77(3.25+1)/3.25=1.077

Долю байпасирующей жидкости для ситчатых тарелок принимают равной 0,1.

Для колонн диаметром более 600 мм с ситчатыми терелками , с достаточной степенью приближения можно считать, что одна ячейка перемешивания соответствует длине пути жидкости l = 300-400 мм.

Примем l = 350 мм определим число ячеек полного перемешивания S как отношение длины пути жидкости на тарелке l_т к длине l Определим длину пути жидкости l_т как расстояние между переливными устройствами

l_т

l_т=1.7

Тогда число ячеек полного перемешивания на тарелке S=1.7/0.35=4.8

Коэффициент т, учитывающий влияние на унос физических свойств жидкости и пара, определяют по уравнению:

m=0.338

Высота сепарационного пространства Н_с равна расстоянию между верхним уровнем барботажного слоя и плоскостью тарелки, расположенной выше:

где Н - межтарельчатое расстояние, м; - высота барботажного слоя (пены), м

Для колонн диаметром 2000 мм Н=0.5мм

Высота сепарационного пространства в нижней части колонны меньше, чем в верхней, поэтому определим для низа колонны:

=0.031/(1-0.64)=0.012м

Тогда Н=0.5-0.012=0.488м

Для ситчатых тарелок брызгоунос рассчитывают по уравнениям, приведенным ниже.

.

е=0.000077(73/20)(1/0.488)^3.2=0.0028

3.9 Определение КПД по МЭрфри

Подставляя в выше указанные уравнения вычисленные значения т, Е_у,S и е, определяем КПД по Мэрфри Е_Му:

Зная эффективность по Мэрфри, можно определить концентрацию легколетучего компонента в паре на выходе из тарелки у_K по соотношению

(2.43)

где и - концентрация соответственно легколетучего компонента в паре на входе в тарелку и равновесная с жидкостью на тарелке.

Отсюда: у_K=0.725+1.327(0.79-0.725)=0.8

Аналогичным образом подсчитаны у_K для других составов жидкости.

4. КОНСТРУКТИВЕЫЙ РАСЧЁТ АППАРАТА

4.1 Расчёт штуцера для выхода бензола (НКК)

Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле:

Где G-массовый расход теплоносителя, с-плотность теплоносителя, w-скорость движения теплоносителя в штуцере.

Примем скорость движения бензола в штуцере равной w=0.846 м/с.(было рассчитано ранее в пункте 3.6.

Диаметр штуцера для выхода бензола

Согласно ГОСТ ОСТ 26-1404-76 принимаем d=125 мм

4.2 Расчёт штуцера для выхода толуола (кубовой жидкости)

Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле:

Где G-массовый расход теплоносителя, с-плотность теплоносителя, w-скорость движения теплоносителя в штуцере.

Примем скорость движения толуола в штуцере равной w=0.846 м/с.(было рассчитано ранее в пункте 3.6.

Диаметр штуцера для выхода бензола

4.3 Расчёт штуцера для входа исходно смеси в колонну

Диаметр штуцеров рассчитывается по формуле:

Где G-массовый расход теплоносителя, с-плотность теплоносителя, w-скорость движения теплоносителя в штуцере.

Плотность физических смесей жидкостей подчиняется закону аддитивности.

В нашем примере плотность жидки бензола и толуола близки по своему значению, поэтому плотность смеси можно принять равной 796гк/м³.

4.4 Расчет толщины обечайки

Главным составным элементом корпуса ректификационного аппарата является обечайка. В химическом аппаратостроении наиболее распространены цилиндрические обечайки, отличающиеся простотой изготовления, рациональным расходом материала и достаточной прочностью. Цилиндрические обечайки из стали или сплавов на основе цветных металлов и других пластичных материалов при избыточном давлении среды в аппарате до 10 МПа изготовляют вальцовкой листов с последующей сваркой стыков.

Необходимо определить толщину стенки сварной цилиндрической обечайки корпуса ректификационного аппарата, работающего по внутренним избыточным давлением Р = 1,0 МПа, при следующих данных: материал обечайки - сталь марки Х18Н10Т, проницаемость П ? 0,1 мм/год, запас на коррозию С_к = 1 мм. Внутренний диаметр обечайки D_в = 2,4 м, отверстия в обечайке укреплённые, сварной шов стыковой двухсторонний (ц_ш = 0,95). Допускаемое напряжение для высоколегированных сталей марки Х18Н12Т при 100 °С определим по графику: у_д = 152 МН/м².

Толщина обечайки с учётом запаса на коррозию и округлением рассчитывается по формуле:

(3.7)

где D - наружный или внутренний диаметр обечайки, м; у_д - допускаемое напряжение на растяжение для материала обечайки, МН/м².

Коэффициент ц учитывает ослабление обечайки из-за сварного шва и наличия неукреплённых отверстий. При отсутствии неукреплённых отверстий ц = ц_ш, причём для стальных обечаек принимают ц_ш =0,7 - 1,0, в зависимости от типа сварного шва. Прибавка толщины с учётом коррозии С_к- прибавка толщины с учётом коррозии, а полученное суммарное значение толщины округляется до ближайшего нормализованного значения добавлением С_окр.

Одним из определяющих параметров при расчётах на прочность узлов и деталей химических аппаратов, работающих под избыточным давлением, является давление среды в аппарате. Расчёт аппарата на прочность производится для рабочего давления при нормальном протекании технологического процесса.

Другим важным параметром при расчёте на прочность узлов и деталей является их температура. При температуре среды в аппарате ниже 250⁰С расчётная температура стенки и деталей принимается равной максимально возможной при эксплуатации температуре среды.

Расчёту на прочность предшествует выбор конструкционного материала в зависимости от необходимой химической стойкости, требуемой прочности, дефицитности и стоимости материала и других факторов. Прочностные характеристики конструкционного материала при расчётной температуре определяются допускаемыми напряжениями в узлах и деталях.

Разрушающее действие среды на материал учитывается введением прибавки С_к к номинальной толщине детали:

(мм), (4.1)

где _а - амортизационный срок службы аппарата (можно принять _а = 10 лет); П - коррозионная проницаемость, мм/год. При отсутствии данных о проницаемости принимают П = 1 мм/год. [13]

Из всего выше сказанноготолщина обечайки равна:

м

6. РАСЧЕТ ДОПОЛНИТЕЛЬНОГО ОБОРУДОВНИЯ

6.1 Расчет теплообменника для охлаждения бензола

Бензол - легко подвижная жидкость, которая при следующие физико-химические характеристики: с₁=1780,4Дж/(кг·К), t_нач =89^оС, t_кон=60 ^оС, G=8.3 кг/с.

В качестве холодного теплоносителя используем воду t_нач =21^оС, t_кон=40 ^оС.

Определяем тепловую нагрузку: Количество теплоты переданной от горячего теплоносителя к холодному в единицу времени называют тепловой нагрузкой аппарата. Уравнение теплового баланса в общем виде без учета потери теплоты в окружающую среду имеет вид:

Здесь Q₁-количество теплоты, отданной горячим теплоносителем, Вт;

.Определяем среднюю разность температур при противоточном движении

89 60

40 21

?t_б = 49?t_м = 39

В силу того, что ?t_б / ?t_м = 49/39 = 1.25< 2, поэтому определяем ?t_ср по формуле:



где , большая и меньшая разности температур между горячим и холодным теплоносителями на концах теплообменника.

Тогда:

Ориентировочный выбор теплообменника. На основании практических данных принимаем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи K_ор= 800 Вт(м²·К), тогда ориентировочное значение требуемой площади поверхности теплообмена составит:

Определяем, что в соответствии с ГОСТ 15518-79 поверхность теплообмена 12.5 м² имеет пластинчатый теплообменник на двухопорной раме, второго исполнения, число пластин равно 67,площадь пластины 0.2 м², масса аппарат 705.кг. ТР 0.2-12.5-2-02-СХ 67/68.

6.2 Расчет теплообменника для подогрева исходной смеси

Исходная бинарная смесь бензол-толуол. t_нач 15^оС, t_кон=25 ^оС.

В качестве горячего теплоносителя используем кубовый продукт (толуол ) t_нач =102^оС, t_кон=80 ^оС.

Определяем тепловую нагрузку: Количество теплоты переданной от горячего теплоносителя к холодному в единицу времени называют тепловой нагрузкой аппарата. Уравнение теплового баланса в общем виде без учета потери теплоты в окружающую среду имеет вид:

Здесь Q₁-количество теплоты, отданной горячим теплоносителем, Вт;

.Определяем среднюю разность температур при противоточном движении

102 80

25 15

?t_б = 77?t_м = 65

В силу того, что ?t_б / ?t_м = 77/65 = 1.18< 2, поэтому определяем ?t_ср по формуле:

где , большая и меньшая разности температур между горячим и холодным теплоносителями на концах теплообменника.

Тогда:

Ориентировочный выбор теплообменника. На основании практических данных принимаем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи K_ор= 500 Вт(м²·К), тогда ориентировочное значение требуемой площади поверхности теплообмена составит:

Определяем, что в соответствии с ГОСТ 15518-79 поверхность теплообмена близкую к 9.5 м² имеет пластинчатый теплообменник с поверхностью теплообмена 10м² на двухопорной раме, второго исполнения, число пластин равно 56,площадь пластины 0.2 м², масса аппарат 675.кг.

ТР 0.2-10-2-02-СХ 67/68.

6.3 Подбор насоса для бензола

Объем расхода бензола:

Q₁=G₁/??₁

Q₁₌8.8/849.6=0,011 м³/с.

По объемному расходу бензола и напору выбираем центробежный насос для химического производства Х245/31, для которого Q=0,0125м³/с и Н=25м.

6.4 Подбор насоса для толуола

Объем расхода толуола:

Q₁=G₁/??₁

Q₁₌8.8/866.94=0,01 м³/с.

По объемному расходу бензола и напору выбираем центробежный насос для химического производства Х45/31, для которого Q=0,0125м³/с и Н=25м.

6.5 Расчет ёмкости для исходной смеси

По данным расхода исходной смеси рассчитываем емкость по формуле:

где время равное часа, коэффициент равный , расход исходной смеси равный 7кг/с.

Выбираем емкость горизонтальную с двумя эллиптическими днищами ГЭЭ, вместительностью от 90 м³.

6.6 Емкость для дистиллята (бензол)

По данным расхода дистиллята рассчитываем емкость по формуле:

где время равное часа, коэффициент равный , расход дистиллята равный 8.3м\с

Выбираем емкость горизонтальную с двумя эллиптическими днищами ГЭЭ, вместительностью от 90м³

6.7 Емкость кубового остатка (толуол)

По данным расхода кубового остатка рассчитываем емкость по формуле:



где время равное часа, коэффициент равный , расход кубового остатка равный 8.8м\с

Выбираем емкость горизонтальную с двумя эллиптическими днищами ГЭЭ, вместительностью от 90 м³.

Размещено на Allbest.ru

...