Метод ректификации

G_г.п=751/(2141*0,95)=0,37 кг/с (4.57)

Общий расход греющего пара на установку

2,88+0,37=3,25 кг/с

Расход охлаждающей воды при нагреве её на 20°С

а) в дефлегматоре

V_в=Q_д/с_в(t_к?t_н)с_в=4848,35/3,84*20*1000=63,1*10^-3 м³/с (4.58)

б) в водяном холодильнике дистиллята

V_в=158,96/3,84*20*1000=2,07*10^-3м³/с

в) в водяном холодильнике кубового остатка

V_в=565,13/3,84*20*1000=7,36*10^-3 м³/с



Общий расход охлаждающей воды на всю установку

G_в=0,0631+0,00207+0,00736=72,53*10^-3м³/с (261,1 м³/ч)



5. Подбор вспомогательного оборудования

5.1 Подбор дефлегматора

Представим температурный режим теплообменника в виде схемы:

t_2н=100,9°C>t_2к=100,9°C

t_1к=50°C<t_1н=30°C

?t_м=41°C ?t_б=61°C

?t_б/?t_м=61/41=1,48<2

гдеt_1н- примем температуруводы на входе в теплообменник для всего трубопровода 30 °C( по заданию);

t_2н - температура флегмы;

t_2к= t_D=100,9°Cиз диаграммы равновесного состояния бинарной смеси (рисунок 4.2);

t_1к= 50 принимаем на 20°C выше исходной.

?t_б = 100,9 - 50 = 50,9°С; (5.1)

?t_м = 100,9 - 20 = 80,9°С; (5.2)

?t_б /?t_м=50,9/80,9=0,63 (5.3)

так как ?t_б / ?t_м< 2, то ?t_ср -средняя разность температур теплоносителей равна[2] формула (2.6):

?t_ср=(?t_б +?t_м)/2=(50,9+80,9)/2=65,9 (5.4)

Принимаем К=1500 Вт/м²*К по [1] таблица (3.4)

Рассчитываем площадь поверхности теплопередачи:



F=5706430/1500*65,9=57,73 м² (5.5)

Выбираем стандартный кожухотрубчатый конденсатор по ГОСТ 15121 - 79.

Таблица 5.1 ? Параметры кожухотрубчатого конденсатора.

Поверхность теплообмена F, м2	60
Диаметр кожуха D, мм	600
Диаметр труб dтр, мм	20x2
Число ходов	6
Длина труб L, м	3,0
Число труб, шт.	316

Примем ориентированное значение Re_ор= 15000, что соответствует развитому турбулентному режиму течения в трубах. Очевидно , такой режим возможен в теплообменнике, у которого число труб , приходящееся на один ход, равно:

Для труб диаметром 20х2

n/z= 4 G_D/рdRe_ор м= 4*2000/3600*3,14*0,016*15000*0,00054=5,5

5.2 Подбор куба - испарителя

Тепловой поток равен:

Q_К=Q_D+G_DC_Dt_D+G_WC_Wt_W-G_FC_Ft_F+Q_пот.

где t_D, t_W, t_F - температуры кипения, °C,

Q_пот - тепловые потери установки в окружающую среду, Вт.

Q_к =1,03(4848,35+(2000/3600)*3,79*100,5+(7600/3600)*2,71*108-(9600/3600)*3,16*103,2)=4952,45 кВт (см. 4.52)

Представим температурный режим теплообменника в виде схемы:

t_2н=142°C>t_2к=142°C

t_1к=108,1°C<t_1н=108,1°C

?t_м=33,9°C ?t_б=3,°C

где t_1н- температуракубовой жидкости, t_w=t_1низ диаграммы равновесного состояния бинарной смеси;

t_2н температура греющего парапри р=0,4МПа [1] стр. 480, рис. 11.

?t_б =?t_м=142-108,1=33,9°С(5.6)

?t_б/?t_м=34/34=1<2

Средняя разность температур теплоносителей равна:

?t_ср=(?t_б +?t_м)/2=(33,9+33,9)/2=33,9 (5.7)

Принимаем К=310 Вт/м²*К по [1] таблица (3.4)

Рассчитываем площадь поверхности теплопередачи:

F=5851078 /310*33,9=556,77 м² (5.8)

Таблица 5.2 ? Параметры кожухотрубчатого испарителя.

Поверхность теплообмена F, м2	582
Диаметр кожуха D, мм	1200
Диаметр труб dтр, мм	20х2
Число ходов	6
Длина труб L, м	6,0
Число труб, шт.	1544



5.3 Расчет насоса

Рассчитаем насос, который необходим для подачи исходной смеси в колонну.

Для всасывающего и нагнетательного трубопровода примем одинаковую скорость течения смеси, равную щ=2 м/с. Тогда диаметр по [2] формула (1.8) равен:

d=(4G_F/рщс_ж)^0,5

d=(4*9600/3,14*2*962*3600)^0,5=0,041 м (5.9)

Выбираем нержавеющую сталь наружным диаметром 50 мм, толщиной стенки 4 мм. Внутренний диаметр трубы d=0,041 м.

Фактическая скорость в трубе рассчитывается по формуле:

щ=4G_F/рс_жd²=4*9600/3,14*962*0,041²=2,031 м/с (5.10)

Примем, что коррозия трубопровода незначительна.

Определим потери на трение и местные сопротивления [2] формула (1.15):

Re=щdс/м

где м = 0,37*10^-3 Па*с - вязкость исходной смеси.

Re=2,031*0,041*962/0,37*10^-3=216504 (5.11)

т.е. режим течения турбулентный.



Примем абсолютную шероховатость равной Д=2?10^-4 м. Тогда относительная шероховатость равна:

е=?/d=2?10^-4/0,041=4,9*10^-3 (5.12)

Далее получим:

1/е=205; 560/е=114800; 10/е=2050

Так как Re>114800, то в турбулентном потоке имеет место зона

автомодельная по отношению к Re. Расчет коэффициента трения л ведем следующим образом [2] формула (1.7):

л=0,11е^0,25=0,11*(4,9*10^-3)^0,25=0,0291 (5.13)

Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений.

Для всасывающей линии:

1) ж₁ = 0,5 - вход в трубу (принимаем с острыми краями);

2) прямоточный вентиль: для d=38 мм ж = 0,85; для d=50 мм ж = 0,79; интерполяцией находим, что для d=41 мм ж = 0,835; умножая на поправочный коэффициент k=0,915, получим ж₂=0,764.

3) ж₃ = 0,09 - отводы под углом 90°

Сумма коэффициентов местных сопротивлений во всасывающей линии будет равна:

?о=о₁+8о₂+о₃=0,5+8*0,764+0,09=6,702. (5.14)

Потеря напора во всасывающей линии [2] формула (1.2):

h_п.=(лl/d+?о)щ²/2g, (5.15)

где л - коэффициент трения;

l = 5 м - длина трубопроводов;

щ - действительная скорость жидкости в трубопроводе;

d = 0,041 м - эквивалентный диаметр трубопровода.

h_{п. вс}=(0,0191*5/0,041+6,702)2,031²/2*9,81=1,89 м.

Для нагнетательной линии:

1) ж₁= 0,09 - отводы под углом 90^о;

3) нормальный вентили: для d=40 мм ж=4,9; для d=80 мм ж=4,0; для d=41мм ж₂=4,86.

4) ж₃ = 1 - выход из трубы;

Сумма коэффициентов местных сопротивлений в нагнетательной линии будет равна:

?о=3о₁+6о₂+о₃=3*0,09+6*4,86+1=30,43.

Потерянный напор на нагнетательной линии. Длину трубопровода принимаем 10 м.

h_{п. наг}=(0,0191*10/0,041+30,43)2,031²/2*9,81=7,38 м.

Общие потери насоса:

h_п =h_{п. вс}+h_{п. наг}=1,89+7,38=9,27 м. (5.16)

Выбор насоса.

Находим необходимый напор насоса по формуле[2] формула (1.33):



H=(p₂?p₁)/(сg)+H_г+h_п, (5.17)

где p₁ - давление в ёмкости исходной смеси, p₁=1 атм(по заданию);

p₂ ? давление в колонне,(атмосферное);

Н_г? геометрическая высота подъема жидкости.

H=(1-1)/(962*9,81)+15+9,27=14,27 м вод. ст.

Определим производительность насоса:

Q=G_F/с_F =2000/962*3600=5,77*10^-3м³/с(5.18)

По стандартному ряду насосов определяем, что рассчитанному насосу наиболее близок центробежный насос Х20/31 имеющий следующие характеристики:

Q=5,5*10^-3 м³/с; Н=18 м ст. вод.;n=48,3 с^-1;з_н=0,55.



Заключение

В курсовой работе разработана тарельчатая ректификационная установка непрерывного действия для разделения бинарной смеси бензол-толуол. Процесс проводится в вертикальной ректификационной установке. Диаметр колонны 2400мм. Используются ситчатые тарелки.

Для конденсации паров и подачи орошения в колону используется одноходовой кожухотрубчатый теплообменник - дефлегматор с поверхностью теплопередачи 60,0 м², диаметром кожуха D=600 мм, с 316 трубами размером 20х2 и длиной L=3 м.

В качестве кубового испарителя выбрал теплообменник со следующими характеристиками: D=1200 мм, n=1544, размер труб 20х2 и поверхностью теплопередачи 582 м² и длиной L= 6 м.

Для подачи смеси из закрытой емкости в теплообменник-подогреватель используем центробежный насос марки Х20/31, мощностью N=5,5 кВт, обеспечивающий напор Н =18м.



Список используемых источников

1. Романков П. Г., Фролов В.Ф., Флисюк О.М., Курочкина М. И.Методы расчета процессов и аппаратов химической технологии: Учебное пособие для вузов./ Санкт- Петербург «Химия» 1993.- 496с.

2. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособиепо проектированию / Под ред. Ю.И. Дытнерского. М.: Химия, 1991, 496с.

3. Вилькотский А. И., Марков В. А., Новосельская Л. В. Процессы и аппараты химической технологии- Минск : БГТУ, 2011.- 288с.

4. Проекты ( работы) курсовые. Требования и порядок подготовки, представленные к защите и защита. Минск 2007

5. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. Изд. 9-е М.: Химия, 1973, 750с.

Размещено на Allbest.ru

...