Ректификационная установка для разделения смеси ацетон-бензол

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Министерство образования Республики Беларусь

УО «Полоцкий государственный университет»

Кафедра химической техники и охраны труда

Курсовой проект

по дисциплине: «ПАХТ»

Ректификационная установка для разделения смеси ацетон-бензол

Выполнил:

Швыдкин Н.В.

Проверил:

Рудинская Т.А.

Новополоцк 2014

Содержание

Введение

1. Материальный баланс

2. Построение равновесной и рабочей линии (y-x) и диаграммы (t-x, y)

3. Определение скорости пара и диаметра колонны

4. Определение числа тарелок и высоты колонны

5. Гидравлический расчет тарелок и давления в кубе

6. Тепловой баланс колонны

7. Расчет и подбор подогревателя сырья, дефлегматора, кипятильника, холодильников дистиллята и кубового остатка

7.1 Расчет и подбор подогревателя сырья

7.2 Расчет и подбор конденсатора

7.3 Расчет и подбор кипятильника

7.4 Расчет и подбор холодильника дистиллята

7.5 Расчет и подбор холодильника кубового остатка

8. Расчет и подбор насоса

9. Подбор штуцеров

Заключение

Литература

Введение

пар давление смесь дистиллят

Ректификация - разделение жидких однородных смесей на составляющие вещества или группы составляющих веществ в результате противоточного взаимодействия паровой смеси и жидкой смеси.

Этот процесс имеет большое значение в химической техники. В качестве примеров достаточно указать на разделение природных углеводородов нефти и синтетических углеводородов с целью получения моторных топлив, на выделение индивидуальных газов из их смесей путем предварительного ожижения и последующей ректификации жидкой смеси.

Возможность разделения жидкой смеси на составляющие ее компоненты ректификацией обусловлена тем, что состав пара, образующегося над жидкой смесью, отличается от состава жидкой смеси в условиях равновесного состояния пара и жидкости. Известные равновесные данные для конкретной смеси позволяют проанализировать возможность разделения этой смеси, найти предельные концентрации разделения и рассчитать движущую силу процесса.

1. Материальный баланс

Уравнение материального баланса составляем на основании задания:

производительность:

= 2.22

концентрации НКК (% масс.):

.

Материальный баланс по потокам

(7.4 [1]),

где массовый расход сырья, ; массовый расход дистиллята, ; массовый расход кубового остатка, .

Баланс по низкокипящему компоненту

(7.5 [1]),

где - массовая доля сырья, % масс.; - массовая доля НКК в дистилляте, % масс.; - массовая доля НКК в кубовом остатке, % масс.

2.220.42= (2.22 - ) 0.97 +



Для дальнейших расчётов необходимо перевести массовые концентрации НКК в мольные ().

Сырье (питание):

;

Дистиллят:

;

Кубовый остаток:

.

где М_ац, и M_б означает соответственно молекулярная масса высококипящего компонента ( ацетон) и молекулярная масса низкокипящего компонента (бензол).

2. Построение равновесной и рабочей линии (y-x) и диаграммы (t-x, y)

	Рац мм рт. ст	Рб мм рт.ст	Побщ мм рт. ст/
66.5	1053	490	1053	1	1
70	1190	547	1053	0.79	0.89
72	1270	580	1053	0.69	0.83
75	1400	650	1053	0.54	0.72
77	1490	690	1053	0.45	0.64
80	1611	754	1053	0.35	0.54
82	1700	790	1053	0.23	0.37
85	1850	860	1053	0.194	0.34
87	1950	920	1053	0.13	0.24
92	2250	1053	1053	0	0

Относительный мольный расход питания:

Определяем минимальное число флегмы по уравнению (7.10 [1]):

где - мольная доля легкокипящего компонента (ацетон) в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, определяем по диаграмме .

Рабочее число флегмы определяется по уравнению (7.12 [1]):

Уравнения рабочих линий:

а) верхней (укрепляющей) части колонны

б) нижней (исчерпывающей) части колонны

3. Определение скорости пара и диаметра колонны

Средние мольные концентрации жидкости:

а) в верхней части колонны

б) в нижней части колонны

Средние концентрации пара находим по уравнениям рабочих линий:

а) в верхней части колонны

б) в нижней части колонны

Средние температуры пара определяем по диаграмме :

а) при

б) при

Средние молярные массы и плотности пара:

а) в верхней части колонны



б) в нижней части колонны

Средние массовые концентрации и молекулярные массы жидкости:

а) В верхней части колонны

При

При ; ;

б) В нижней части колонны

При

При ; ;

Плотность жидкой фазы в аппарате

а) В верхней части (при )

б) В нижней части (при )

Определяем скорость пара в колонне по уравнению (7.17[1]). По данным каталога-справочника “Колонные аппараты” принимаем расстояние между тарелками h_т=300 мм. Для ситчатых тарелок по графику (рис. 7.2 [1]) находим С=0.032

а) Для верхней части

б) Для нижней части



Объёмный расход пара в колонне

а) В верхней части при

б) В нижней части при

Диаметр колонны:

а) В верхней части

б) В нижней части



(Диаметр колонны D_кол , равен диаметру тарелок D_тар : ( D_кол= D_тар)).

По каталогу-справочнику “Колонные аппараты” при учёте D^в и D^н принимаем диаметр тарелки: ).

Пересчитываем скорость пара в колонне:

а) В верхней части

б) В нижней части

4. Определение числа тарелок и высоты колонны

Наносим на диаграмму у-х рабочие линии верхней и нижней части колонны и находим число ступеней изменения концентрации .

В верхней части колонны , в нижней части , всего 14 ступеней

Число тарелок рассчитываем по уравнению (7.19[1])

;

где n-число тарелок; ; n_т- число ступеней изменения концентрации.

Для определения среднего К.П.Д. тарелок находим коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов , (стр. 356 [1]), и динамический коэффициент вязкости исходной смеси при средней температуре в колонне, равной 79 ⁰С (по средним температурам пара в верхней и нижней части колонны:

).

При этой температуре давление насыщенного пара бензола мм рт. ст., ацетона мм/ рт. ст., откуда . Динамический коэффициент вязкости ацетона при температуре исходной смеси 76 ⁰ С равен: Па с., а бензола- Па с

Динамический коэффициент вязкости исходной смеси при температуре 76 ⁰С

Тогда

По графику (рис. 7.4 [1]) находим Длина пути жидкости на тарелке (рис. 7.18 [1]). :

где D_тар - диаметр колонны (диаметр тарелки = диаметр колонны).

“b” находим из уравнения (стр. 354 [1]):

где П - периметр сливной перегородки

R - радиус тарелки (колонны).

“П” находим из учебника Дытнерский (стр118). Если D=1600мм, то выбираем тип тарелки ТС-Р, П=0.795м.

По графику (рис. 75 [1]) находим значение поправки на длину пути которая равна:

Тогда находим КПД с учетом поправки на длину:

Число тарелок в верхней части колонны:

Число тарелок в нижней части колонны:

Общее число тарелок равно n=26, но примем с запасом n_з=30, из них в верхней части колонны n^в=15 и в нижней части n^н=15 тарелок.

Высота колонны.

Высота колонны складывается из следующих величин:

- расстояние от верхней тарелки до верха колонны( сепарационное пространство),

.

Принимаем.

D _тар=1.6м

- высота верхней тарельчатой части,

;

n^в=15; h_т=300 мм. (расстояние между тарелками).

h_л -высота люка, принимаем равной 0.8м.

- высота зоны питания,

.

- высота нижней тарельчатой части,

.

- расстояние от нижней тарелки до верха слоя жидкости в кубе (зона ввода горячей струи).

. Принимаем:.

- Десятиминутный запас жидкости.

где V_ж - объем жидкости; S_кол - площадь поперечного сечения аппарата;

 ;

где G_г.с.- расход горячей струи; Q_кип-расход теплоты получаемой в кипятильнике (1499948.5 Bт); r_w-удельная теплота фазового перехода кубового остатка.

r_ац и r_б - удельные теплоты фазового перехода соответственно ацетона и бензола. кубового остатка.

При температуре жидкости в кубовом остатке : (таблица XLV [1]).

(таблица IV [1]).

,

Принимаем

- крепление колонны (юбка).

=(2-3)м, Принимаем: = 3м

5. Гидравлический расчет тарелок и давления в кубе

Дытнерский: Тип тарелки ТС-Р при D _тар=1600 мм

Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d_o=4 мм, высота сливной перегородки h_п =40мм. Свободное сечение тарелки . Периметр слива: П=0.795.

Рассчитываем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны по уравнению (1.6[1]):

(1,6 [1]),

где - это сопротивление сухой тарелки, - сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения, - сопротивление парожидкосного слоя на тарелке.

а) верхняя часть колонны

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

(1,61 [1]),

где - (стр. 112[2]) коэффициент сопротивления не орошаемых тарелок (для ситчатых тарелок со свободным сечением 6-10% ).

- скорость пара в отверстиях тарелки.

Сопротивление, обусловлены силами поверхностного натяжения:

(1,62 [1]),

где - поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны = 71 ^о С; d_o-диаметр отверстий тарелки (0.004м).

При t=71 ^оС:

; (таблица XXIV [1])

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

(1,64 [1]),

где - это высота парожидкостного слоя, - это ускорение свободного падения, - это относительная плотность газожидкостного слоя (принимаем К=0,5), - плотность жидкой фазы в верхней части аппарата().

Высота парожидкосного слоя на тарелке:

 - высота слоя над сливной перегородкой; h_п-высота сливной перегородки.

(1,65 [1]),

где - объемный расход жидкости, П - периметр сливной перегородки (принимаем равным 0.795), К - ()- отношение плотности пены к плотности жидкости (принимаем = 0,5).

Объёмный расход жидкости в верхней части колонны:

;

-средняя молярная масса жидкости в верхней части колоны;

;

;

Высота парожидкосного слоя на тарелке

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:



Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

б) Нижняя часть колонны

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки (1.61 [1]):

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения (1.62 [1]):

где - поверхностное натяжение жидкости в нижней части колонны при средней температуре .

При t=83 ^оС: ; (таблица XXIV [1])

.

;

где - плотность жидкой фазы в нижней части аппарата().

- средняя молярная масса жидкости в нижней части колоны;

- молярная масса подводимого сырья;

- молярная масса дистиллята;

;

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны:



Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h_тар=0.3м необходимое для нормальной работы тарелок условие:

.

Проверяем это условие для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление больше, чем у тарелок верхней части

Условие соблюдается.

Проверим равномерность работы тарелок:

Рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях , достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:

(стр.355 [1]).

Рассчитанная скорость . Следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

Рассчитанная скорость . Следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

Общее гидравлическое сопротивление тарелок в верхней части колонны:

Общее гидравлическое сопротивление тарелок в нижней части колонны:

Давление в кубе:

6. Тепловой баланс колонны

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе:

(7.15 [1])

,

где - удельные теплоты конденсации дистиллята, бензола и толуола при температуре дистиллята ;

(табл. XLV [1])

;

.

Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара (7.14 [1]):

,

где - теплоёмкости дистиллята, кубового остатка и сырья соответственно (считаются аналогично удельным теплотам конденсации);

тепловые потери приняты в размере 3 % от полезно затрачиваемой теплоты.

1)

; (рис. XI [1])



2)

;

3)

;

Расход теплоты в подогревателе смеси:

,

где - начальная температура сырья (среднеиюльская температура Минска).

Тепловые потери приняты в размере 5 %.

- удельная теплоемкость исходной смеси, взятая при средней температуре ; (рис. XI[1])



.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

,

где - конечная температура охлаждённого дистиллята,

- удельная теплоемкость дистиллята, взятая при средней температуре ; (рис. XI[1])

.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

,

где - конечная температура охлаждённого кубового остатка.

- удельная теплоемкость кубового остатка, взятая при средней температуре ; (рис. XI[1])



.

Расход греющего пара, имеющего температуру конденсации 104.2^оС, давление ,-удельная теплота конденсации греющего пара. (таблица LVII[1]).

а) в кубе-испарителе:

б) в подогревателе исходной смеси,

.

Всего: 0.67+0.121=0.791кг/с

Расход охлаждающей воды при нагреве её на

а) в дефлегматоре:

;

где теплоемкость воды при 20 ⁰С. (рис.XI[1]).

б) в водном холодильнике дистиллята:

;

в) в водяном холодильнике кубового остатка:

;

Всего:

7. Расчет и подбор подогревателя сырья, дефлегматора, кипятильника, холодильников дистиллята и кубового остатка

7.1 Расчет и подбор подогревателя сырья

В подогревателе F=2.22 кг/c смеси ацетон-бензол нагревается от 18 до 76 ^о С.

Греющий водяной пар имеет абсолютное давление P=1.2 кгс/см², при температуре конденсации 104.2 ^о С. (стр. 550 таб.LVII[1]).

Ввиду того, что в трубах нагревается смесь (ацетон-бензол), а не вода и температура в трубах выше 60 ⁰С используем аппарат, типа ТН или ТК. Принимаем для межтрубного пространства (паров воды) индекс “1”, для трубного “2”.

Температурная схема:

Средняя разность температур:

2.6 [2]).

Средняя температура смеси ацетон-бензол:

Расход смеси ацетон-бензол:

G₂=2.22 кг/c;

;

При 52 ⁰ С:

; (таб. IV стр. 512 [1])

G₂=2.22 кг/c;

Расход теплоты на нагрев смеси:

Q₁=272154 (c учетом потерь равных 5%)

Расход сухого греющего пара:

G_г.п.=0.121 кг/с

Значение расхода теплоты на нагрев смеси и расход греющего пара были взяты из теплового баланса (6 пункт).

Ориентировочно определяем максимальную величину площади поверхности теплообмена.

По таблице 4.8 (стр. 172 [1]) принимаем минимальное значение коэффициента теплопередачи для случая теплообмена от конденсирующегося водяного пара к органическим жидкостям К_мин=120 Bт/м²К. При этом

(2.1 [2]).

Предположим что . Для обеспечение турбулентного течения смеси при скорость в трубах должна быть больше :

Примем внутренний диаметр трубы d=21мм.

Динамический коэффициент вязкости ацетона при температуре 52 ⁰ С равен: Па с., а бензола - Па с. (таб. IX[1])

Число труб 25х2мм, обеспечивающих объемный расход смеси ацетон-бензол

При :

Условию n<39.3 и F<43.6 м² удовлетворяет (таб. 4.12, стр. 215[1]) двухходовой теплообменник с наружным диаметром кожуха 325мм и с числом труб на один ход трубного пространства n=28 (общее число труб 56) и числом труб по вертикали равным 8 (n_в=8).

Определение коэффициента теплоотдачи для смеси ацетон-бензол.

Уточняем значение критерия Re₂:

Критерий Прандтля для смеси ацетон-бензол при 52 ^о С:

(рис. XI[1])

; (рис. X, стр561 [1]).

Критерий Нуссельта:

Где - поправочный коэффициент учитывающий влияние на коэф. теплоотдачи (отношение длины трубы L к её диаметру d (таблица 4.3 [1]).

Отношение принято равным 1.05 (с последующей проверкой).

Таким образом:

Коэффициент теплоотдачи при конденсации водяного пара на пучке горизонтальных труб.

Расчет осуществляется приближенно ( без учета влияния поперечных перегородок) по формуле (4.54[1]):

где - n_общ - общее число труб; - коэффициент, который при коридорном расположении труб в пучке и при числе рядов труб по вертикали n_в=8 ((двухходовой теплообменник с наружным диаметром кожуха 325мм) таблица 4.12, стр215[1]) равен 0.6 (рис. 4.7, стр162 [1]); B_t =1025 (таб. 4.6(стр162[1]); L- длины трубы.

Надо задаться длиной труб ( по таб.4.12[1] длина труб (1; 1.5; 2.0; 3.0; 4.0.). Задаемся L=3м.

Тогда:

Принимаем тепловую проводимость загрязнения со стороны греющего пара 1/r_загр.1=5800 Вт/(м²К), а со стороны смеси ацетон-бензол 1/r_загр.2=5800 Вт/(м²К) (таб. XXXI[1]). Коэффициент теплопроводности стали (таб. XXXVIII[1]).

Тогда

,

где - толщина стенки 0.002м.

Коэффициент теплопередачи:

(стр. 229 [1]).

Поверхностная плотность теплового потока

Проверяем принятое значение .

Определяем



Здесь: При температуре 91^о С

(рис. XI, стр. 562[1])

Па с., Па с; (таб. IX, стр. 516[1])

; (рис. X, стр. 561 [1]).

Следовательно:

Было принято . Разница 0.38%. Расчёт “К” закончен.

Расчетная площадь поверхности теплообмена:



Запас площади поверхности теплообмена:

Запас площади поверхности теплообмена достаточен.

Принимаем один двухходовой кожухотрубчатый теплообменник с наружным диаметром кожуха 325мм, число труб 28/56, длиной труб 3 м и с поверхностью теплообмена 13 м².

7.2 Расчет и подбор конденсатора

1. Выбираем коэффициент теплопередачи из табл. 4.8 стр. 172[1].

При передачи тепла от конденсирующегося пара органических жидкостей к воде

К = 500

2. Рассчитываем среднюю разность температур:

(2.6 [2]).



3. Определяем необходимую поверхность теплообмена:

(2.1 [2]).

4. Из табл. 2,5 [2](стр.26) выбираем стандартный кожухотрубчатый конденсатор с плавающей головкой по ГОСТу 1426 - 79:

- поверхность теплообмена 86м²

- длина труб 6м

- число ходов 4

- диаметр труб 252мм

- диаметр кожуха 600мм

- площадь сечения одного хода по трубам 0.015м².

Запас площади поверхности теплообмена:

Запас площади поверхности теплообмена достаточен.

5. Расход охлаждающей воды в холодильнике:

;

где теплоемкость воды при 20 ⁰С. (рис.XI[1]).

Значение для определение расхода охлаждающей воды брали из теплового баланса (6 пункт).

7.3 Расчет и подбор кипятильника

1. Тепловая нагрузка аппарата:

Q_к=1499948.5 Вт ( из теплового баланса).

2. Рассчитываем среднюю разность температур:

Греющий водяной пар имеет абсолютное давление P=1.2 кгс/см², при температуре конденсации 104.2 ^оС. (стр. 550 таб.LVII[1]).

2. Выбираем коэффициент теплопередачи из табл. 4.8 стр. 172[1].

При передачи тепла от конденсирующегося пара к кипящей жидкости

К = 1000

3. Ориентировочно определяем необходимую поверхность теплообмена:

(2.1 [2]).

4. Из табл. 2,4 [2](стр. 26) выбираем стандартный испаритель по ГОСТу 15119 - 79:

- Площадь поверхности теплопередачи: 146 м²

- диаметр кожуха: 800 мм

- общее число труб: 465

- диаметр труб: 25х2 мм

Запас площади поверхности теплообмена:

Запас площади поверхности теплообмена достаточен.

5. Расход греющего пара в кубе-испарителе, имеющего температуру конденсации 104.2^оС, давление ,-удельная теплота конденсации греющего пара. (таблица LVII[1]).

( Из теплового баланса).

7.4 Расчет и подбор холодильника дистиллята

1. Выбираем коэффициент теплопередачи из табл. 4.8 стр. 172[1]. При передачи тепла от жидкости к жидкости

К = 270

2. Рассчитываем среднюю разность температур:

Температурная схема

 2.6 [2]).

3. Ориентировочно определяем необходимую поверхность теплообмена:

(2.1 [2]).

Где: Q₂ - Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята ( 90553 Вт):

4. Из табл. 4.12, стр. 215[1] выбираем стандартный холодильник по ГОСТу 15118 - 79:

- поверхность теплообмена: 26 м²

- длина труб: 3м

- число труб: 111

- диаметр труб: 25х2мм

- наружный диаметр кожуха: 400 мм

- число ходов: 1

Запас площади поверхности теплообмена:

Запас площади поверхности теплообмена достаточен.

5. Расход охлаждающей воды водном холодильнике дистиллята:

;

(из теплового баланса(6 пункт)).

7.5 Расчет и подбор холодильника кубового остатка

1. Выбираем коэффициент теплопередачи из табл. 4.8 стр. 172[1]. При передачи тепла от жидкости к жидкости К = 270

2. Рассчитываем среднюю разность температур:

Температурная схема

2.6 [2]).

3 .Ориентировочно определяем необходимую поверхность теплообмена:

(2.1 [2]).

Где: Q₃ - Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка (156942 Вт):

4. Из табл. 4.12, стр. 215[1] выбираем стандартный холодильник по ГОСТу 15118 - 79:

- поверхность теплообмена: 31 м²

- длина труб: 4м

- число труб: 100

- диаметр труб: 25х2мм

- наружный диаметр кожуха: 400 мм

- число ходов: 2

Запас площади поверхности теплообмена:

Запас площади поверхности теплообмена достаточен.

5. Расход охлаждающей воды водном холодильнике кубового остатка:

;

(из теплового баланса(6 пункт)).

8. Расчет и подбор насоса

Центробежный насос необходим для перекачки F=2.22 или F_об.= 0.00264м³/c смеси ацетон-бензол в колонну, работающий под избыточным давлением 0.14 МПа. Геометрическая высота подъема смеси Н_геом.=12.15м.

,

температура смеси 18. На линии нагнетания () расположены 2 отвода под углом и 5 отводов под углом , а также 2 нормальных вентиля и 1 прямоточный. На линии всасывания () установлено 2 прямоточных вентиля и 3 отвода под углом (в обоих случаях отношение радиуса изгиба к внутреннему диаметру трубопровода равно 4).

Выбираем насос (по напору и мощности).

1. Выбираем предварительный диаметр `d`' трубопровода, приняв скорость смеси во всасывающий и нагнетательной линиях одинаковой и равной 1.5.

(1.19. стр. 17[1])

Где: F_об - объемный расход смеси ацетон-бензол м³/с; - скорость смеси в трубах м/с.

При температуре сырья (18^оС):

; ; (таб. IV стр. 512 [1]);

 1.4 стр.12[1]

.

Выбираем стандартный стальной трубопровод 56х3.5 ( внутренний диаметр d=49 мм) с незначительной коррозией.

Фактическая скорость:

2. Рассчитываем потери на трение и местные сопротивления. Определяем режим течение исходной смеси.

;

где - плотность исходной смеси ацетон-бензол при температуре 18 ^о С.; - вязкость смеси ацетон-бензол при температуре 18 ^о С.

При температуре 18 ^о С: ; ; (таб. IV стр. 512 [1]); Па с., Па с; (таб. IX, стр. 516[1]).

 1.4 стр.12[1]

.

Режим турбулентный

Среднее значение абсолютной шероховатости стенок труб (табл. XII. стр. 519[1]). Относительная шероховатость .

По графику 1,5.(стр.22[1]) находим значение коэффициента трения .

Сумма коэффициентов местных сопротивлений для всасывающей линии:

(стр.90[1])

Где по таблице XIII (стр.520[1]):

= 0,2 - вход в трубу с закругленными краями;

= 0,875 - прямоточный вентиль (для ; (Re=10000); получим: K=1.07; )

=АВ= 1,00,11=0,11 - отвод под углом .

Тогда

 (1,54 [1]),

.

Потери напора на всасывающей линии:

(1,57 [4]),

.

Сумма коэффициентов местных сопротивлений для нагнетательной линии:

(1,58 [4]),

где = 1 - выход из трубы, = 1,00,11 - отвод под углом , =АВ 1,130,11=0,12 - отвод под углом , = 4,9 (при d=40мм) - нормальный вентиль, = 0,875 - прямоточный вентиль (при ).

Тогда.

Потери напора на нагнетательной линии



Общие потери напора:

(1,63 [4]),

.

Выбираем насос

Рассчитываем полный напор, развиваемый насосом:

; (2.1. стр.65[1])

где: p₂-p₁= - P_атм.; - давление в колонне (140000 Па.). - общее гидравлическое сопротивление тарелок в верхней части колонны (7993.5 Па); - атмосферное давление (101325 Па).

_.

Полезная мощность насоса:

Для ц/б насоса средней производительности принимаем К.П.Д :

. (2,4 [4]).

Тогда мощность, потребляемая двигателем насоса

. (1.33 стр.20[1])

По таблице 2,5 [1] (стр. 92) устанавливаем, что по заданной производительности и напору следует выбрать центробежный насос со следующими характеристиками:

- марка Х20/31;

- Q = ;

- H = 25;

- ;

- двигатель: А02-41-2;

- мощность = 5.5 кВт;

- = 0,87;

- n = 48.3 об/c.

Рассчитываем предельную высоту всасывания:

Для ц/б насосов запас напора, необходимый для исключения кавитации рассчитывается по формуле

(стр. 63 [4]),

.

9. Подбор штуцеров

1. Для ввода сырья в колонну

Находим приблизительный диаметр штуцера:

(1,21 [4]),

Где: F_об.- объёмный расход сырья м/c;

принимаем скорость сырья

где: F- массовый расход исходной смеси ацетон-бензол: 2.22 кг/c.

Где: - плотность смеси ацетон-бензол при вводе в колонну (при )

При температуре 76 ^о С:

; ; (таб. IV стр. 512 [1]);

1.4 стр.12[1]

.

Принимаем по табл. 10,2 [5]: ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76

Штуцер:50-6-215-Вст3сп4-10

Скорость на входе сырья в колонну:

2. Для отвода жидкости из куба

Принимаем скорость отвода кубового остатка .

Находим приблизительный диаметр штуцера:

(1,21 [4]),

Где V_{Wоб.+г.с.}- расход низа, который складывается из расхода кубового остатка и расхода горячей струи м/c.

V_w+г.с.= W_об.+V_г.ст. ;

где W и V_г.ст.- объёмный расход, соответственно, кубового остатка и горячей струи м³/c .

При температуре сырья в кубе (90^оС):

Где: - плотность кубового остатка в кубе колонны (при )

; ; (таб. IV стр. 512 [1]);

 1.4 стр.12[1]

Объемный расход кубового остатка м³/c:

где W - массовый расход кубового остатка кг/c.

Объемный расход горячей струи м³/с:

;

где G_г.с. - массовый расход горячей струи кг/с; Q_кип - расход теплоты получаемой в кипятильнике (1499948.5 Bт); r_w-удельная теплота фазового перехода кубового остатка.

r_ац и r_б - удельные теплоты фазового перехода соответственно ацетона и бензола.

При температуре жидкости в кубовом остатке : (таблица XLV [1).



V_w+г.с.= W_об.+V_г.ст=0.00162+0.0048=0.00642 м³/c

Принимаем штуцер по табл. 10,2 [5] : ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76

Штуцер: 80-6-155-Вст3сп4-10

Тогда скорость .

3. Для возврата флегмы в колонну

Принимаем скорость возврата флегмы в колонну: .

Объёмный расход флегмы:

где D - массовый расход дистиллята кг/с. R- флегмовое число (). Где: L- расход флегмы кг/c.

При температуре дистиллята : ; ; (таб. IV стр. 512 [1]);

1.4 стр.12[1]



Принимаем штуцер по табл. 10,2 [5] : ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ 26 - 1410 - 76

Штуцер: 50-6-155-Вст3сп4-10

тогда

4. Для ввода горячей струи в колонну

Принимаем скорость горячей струи: .

Плотность горячей струи определим по формуле:

При этом М_г.ст.=М_w - молекулярная масса, соответственно, горячей струи и кубового остатка.

Объемный расход горячей струи.

Принимаем штуцер по табл. 10,2 [5]: ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76

Штуцер: 300-6-190-Вст3сп4-10

.

5. Штуцер для вывода дистиллята

Принимаем скорость вывода дистиллята: .

Объёмный расход паров дистиллята:

; ;

где - плотность паров дистиллята кг/c. P_кол - давление в колонне Па.

Находим примерный диаметр штуцера:

Принимаем штуцер по табл. 10,2 [5] ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76

Штуцер: 300-6-190-Вст3сп4-10

Если , то

Заключение

В данном курсовом проекте мы рассчитали и спроектировали ректификационную установку для разделения смеси ацетон - бензол. В ходе расчета мы получили ректификационную колонну с диаметром 1,6 метра и высотой 18,95 метра. Также мы рассчитали и подобрали вспомогательное оборудование: подогреватель сырья, дефлегматор и кипятильник, холодильники дистиллята и кубового остатка, кроме того подобрали сырьевой насос.

Нашей целью был также расчет штуцеров для ввода сырья в колонну, отвода жидкости из куба, возврата флегмы в колонну,ввода горячей струи в колонну и для вывода дистиллята.

Данный курсовой проект позволил нам не только самостоятельно рассчитать ректификационную установку, но и наиболее полно изучить процесс ректификации в ходе расчета курсового проекта.

Литература

1. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 1987. 576 с.

2. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию. Под редакцией Ю.И. Дытнерского, Москва: Химия, 1983. -- 272 с.

3. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. М.: Химия, 1978. - 277 с.

4. Романков П.Г., Курочкина М.И. Примеры и задачи по курсу «Процессы и аппараты химической промышленности»: Учеб. пособие для техникумов. - Л.: Химия, 1984. - 232 с., ил.

5. Лащинский А.А. Конструирование сварных химических аппаратов: Справочник. Л.: Машиностроение, 1981. 382 с.

Размещено на Allbest.ru