Ректификационная установка безперервного дії для поділу 4, 1 т / год бінарною суміші ацетон — этанол

Ректифікація — массообменный процес, що роблять здебільшого в противоточных колонных апаратах з контактними елементами (насадки тарілки) аналогічними які у процесі абсорбції. Тому методи підхід розрахуватися і проектування ректифікаційних і абсорбційних установок маю багато спільного. Проте ряд особливостей процесу ректифікації (відмінність співвідношення навантажень по рідини і кілька у нижній і верхньої частинах колони, перемінні за висотою колони фізичні властивості фаз і коефіцієнт розподілу, спільне перебіг процесів массоі теплопереноса) ускладнює його расчет.

Один із складнощів залежить від відсутності узагальнених закономірностей до розрахунку кінетичних коефіцієнтів процесу ректифікації. У найбільшою мірою це стосується колонах діаметром більш 800 мм з насадками і тарілками, широко що застосовуються у хімічних виробництвах. Більшість рекомендацій зводиться для використання до розрахунку ректифікаційних колон кінетичних залежностей, отриманих для дослідження абсорбційних процесів (в які у даної главі прикладах переважно використані ці рекомендации).

Принципова схема ректифікаційної установки представлена на рис. 1. Вихідну суміш із проміжної ємності 1 відцентровим насосом 2 подають у теплообмінник 3, де підігрівається до температури кипіння. Нагріта суміш надходить на поділ в ректификационную колону 5 на тарілку харчування, де склад рідини дорівнює складу вихідної суміші хF.

Мал.1 Принципова схема ректифікаційної установки:

1- ёмкость для вихідної суміші; 2, 9- насоси; 3- теплообменник-подогреватель; 4 — кипятильник;

5- ректифікаційна колона; 6- дефлегматор; 7- холодильник дистиляту; 8- ёмкость для збору дистиляту; 10- холодильник кубової рідини; 11- ёмкость для кубової жидкости.

Стекая вниз по колоні, рідина взаємодіє зі поднимающимся вгору пором, що утворюється під час кипіння кубової рідини в кипятильнике 4. Початковий склад пара приблизно дорівнює складу кубового залишку хW, т. е. обеднен легколетучим компонентом. Через війну масообміну з рідиною пар збагачується легколетучим компонентом. Для повного збагачення верхню частина колони зрошують відповідно до заданим флегмовым числом рідиною (флегмой) складу хР, яку за дефлегматоре 6 шляхом конденсації пара, виходить із колони. Частина конденсату виводиться з дефлегматора як готового продукту поділу — дистиляту, який охолоджується в теплообменнике 7 і направляється в проміжну ємність 8.

З кубової частини колони насосом 9 безупинно виводиться кубовая рідина — продукт, збагачений труднолетучим компонентом, який охолоджується в теплообменнике 10 і летить в ємність 11.

Отже, в ректифікаційної колоні здійснюється безперервний неравновесный процес поділу вихідної бінарною суміші на дистилят (із високим вмістом легколетучего компонента) і кубовий залишок (збагачений труднолетучим компонентом).

Розрахунок ректифікаційної колони зводиться до визначення її основних геометричних розмірів — діаметра і висоти. Обидва параметри значною мірою визначаються гідродинамічним режимом роботи колони, який, своєю чергою, залежить від швидкостей і фізичних властивостей фаз, і навіть від типу насадки.

РОЗРАХУНОК НАСАДОЧНОЙ РЕКТИФІКАЦІЙНОЇ КОЛОННЫ БЕЗПЕРЕРВНОГО ДЕЙСТВИЯ.

Розрахунок ректиификационной колони зводиться до визначення її основних геометричних розмірів — діаметра і висоти. Обидва параметри значною мірою визначаються гідродинамічним режимом роботи колони, який, своєю чергою, залежить від швидкостей і фізичних властивостей фаз, і навіть від типу, і розмірів насадкок.

Орієнтовний вибір розміру насадочных тіл можна здійснити виходячи з таких міркувань. Чим більший розмір елемента насадки, то більше вписувалося її вільний обсяг і, отже, вище продуктивність. Проте вследствии меншою удільної поверхні ефективність великих насадок трохи нижче. Тому насадку великого розміру застосовують, коли визначена висока продуктивність та порівняно невисока степнь чистоти продуктів разделения.

Для даного випадку приймемо насадку з керамічних кілець Рашига розміром ??? мм. Питома поверхню насадки, а = 87,5 м2/м3, вільний обсяг ??= 0,785 м3/м3, насипна щільність 530 кг/м3.

Насадочные колони можуть працювати у різних гідродинамічних режимах: плёночном, подвисания і емульгування. Виберемо полёночный режим роботи колоны.

Матеріальний баланс колони і робочий флегмовое число.

Зміст легколетучего компонента:

— в вихідної смеси;

— в дистилляте;

— в кубовому остатке;

т/ч кг/с — продуктивність по вихідної смеси.

Продуктивність колони по дистилляту Р кубовому залишку W визначимо з рівнянь матеріального балансу колонны:

Звідси находим:

кг/с.

кг/с.

Навантаження ректифікаційної колони по пару і рідини визначаються робочим флегмовым числом R; його оптимальне значення Rопт можна знайти шляхом техніко-економічного розрахунку. Використовують наближені обчислення, засновані на визначенні коефіцієнта надлишку флегмы (зрошення) ?=R?Rmin. Тут Rminмінімальне флегмовое число:

.

де xF і xPмольные частки легколетучего компонента відповідно вихідної суміші і дистилляте, кмоль/кмоль суміші; yF?- концентрація легколетучего компонента у парі, котрий у рівновазі із вихідною сумішшю, кмоль/кмоль смеси.

Одна з імовірних наближених методів розрахунку R залежить від перебування такого флегмового числа, якому відповідав би мінімальне твір N?(R+1), пропорційне обсягу ректифікаційної колони (N — число щаблів зміни концентрацій чи теоретичних тарілок, що б висоту колони, а (R+1) — витрата парів і, отже, перетин колонны).

Визначимо R. Перелічимо склади фаз з масових часток на мольные по соотношению.

кмоль/кмоль см.

де Mccl4 і Мтол — молекулярні маси відповідно хлороформу і бензолу, кг/кмоль.

Аналогічно найдем:

кмоль/кмоль см.

кмоль/кмоль см.

— визначаємо по графику.

Тоді мінімальне флегмовое число равно:

Поставивши різними значеннями коефіцієнтів надлишку флегмы ?, визначимо відповідні флегмовые числа. Графічним побудовою щаблів зміни концентрацій між рівноважної й робітниками лініями з діаграми склад пара y склад рідини x (мал.2) знаходимо N. Результати підрахунків робочого флегмового числа представлені на рис. 3 й приведено ниже:

Таблиця 1.

? 1,05 1,5 2,0 2,5 5,0.

R 1,974 2,82 3,76 4,7 9,4.

N 26 18,5 16 14,5 11.

N (R+1) 76,8 70,67 76,16 82,65 114,4.

Условно-оптимальное значення R=3,032.

При R=3,032 ?=1,613.

Середні масові витрати (навантаження) по рідини для верхньої та нижньої частин колони визначають з соотношений;

Lв=РRМверх/Мр

Lн=PRMниж/Мр+F?Mниж / МF,.

де МP і MF — мольные маси дистиляту і вихідної суміші; МВ і МН — середні мольные маси рідини у верхній та нижньої частинах колонны.

Мольную масу дистиляту у разі можна взяти рівної мольной масі легколетучего компонента. Середні мольные маси рідини у верхній та нижньої частинах колони відповідно равны:

Мверх=Мa? хср в+Мc (1- хср в),.

Мниж= М a? хср н+Мc (1- хср н);

де Мa і Мc — мольные маси ацетону і етил. спирту соответственно;

хср у і хср зв — середній мольный склад рідини у верхній та нижньої частинах колонны:

кмоль/кмоль см.

кмоль/кмоль см.

Тогда.

кг/кмоль.

кг/кмоль.

Мольная маса вихідної смеси.

кг/кмоль.

Підставимо розраховані величини в висловлювання для середніх масових витрат, получим:

кг/с.

кг/с.

Середні масові потоки пара у верхній GВ та нижньої GН частинах колонны:

де М? В і М? Н — середні мольные маси парів у верхній та нижньої частинах колонны.

М?В=МA? yср в+Мc?(1- yср в).

М?Н=М a? yср н+Мc?(1- yср 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.

Підставивши чисельні значення, получим:

кг/c.

кг/c.

Швидкість пара і діаметр колонны.

Для ректифікаційних колон, що працюють у плёночном режимі при атмосферном.

тиску, робочу швидкість можна взяти на 20−30% нижче швидкості захлё-бывания.

Придельную фіктивну швидкість пара, коли він відбувається захлёбывание колони знаходимо по формуле:

[1,c 127].

Визначимо відсутні параметры:

a) По діаграмі t-x-y: для пара tн = 73.4°C tв = 61.1°C.

для рідини tн = 70.4°C tв = 60 °C.

б)Тогда.

кг/м3.

кг/м3.

?a = 746 кг/м3.

?з = 754 кг/м3.

кг/м3.

кг/м3.

чи.

В’язкості :

lg?x = xcplg? a + (1-xcp)lg?c ?a=0.23 мПа з? c=0.591 мПа с.

?xв=0.326 мПа з? xн=0.447 мПа с.

Для обраної насадки, тобто. кілець Рашига мм :

Питома поверхню, а = 87.5 м2/м3.

Сбодный обсяг ??= 0.785 м3/м3.

Насипна щільність 530 кг/м3.

Гранична швидкість парів :

?пв = 2.24 м/с.

Аналогічно :

?пн = 2.00 м/с.

Принемаем робочу швидкість на 30% нижче граничною :

?в = 1.57м/с.

?зв = 1.40 м/с.

Орієнтовний діаметр колони визначають з уравненную расхода:

Зазвичай, попри різницю у розрахованих діаметрах зміцнювальної і вичерпної частин колони (внаслідок відмінності швидкостей і витрат парів), виготовляють колону єдиного діаметра, рівного більшого з рассчитанных.

м.

м.

Виберемо стандартний диметр обечайки колони з таблиці стандартних диаметров:

dст=1 м.

У цьому робоча швидкість пара :

Розрахунок висоти насадки.

Рішення графічне :

m — середній коефіцієнт розподілу є у умовах равновесия.

mcpв = 2.2369.

mcpв = 1.3736.

Результати обчислення площі криволінійної трапеції :

n0 В = 13.11.

n0н = 5.15.

Загальну висоту едениц перенесення знайдемо по рівнянню аддитивности :

Ставлення навантажень по пару і рідини :

для верхи.

для низу.

де.

Висота едениц перенесення в рідкої фазі :

Ф і з — коэффиценты, оприделяемые по залежність від щільності зрошення Ls і ?/?п [1, c129 ].

Lsв = 1.496 кг/м2 ч.

Lsн = 27 366 кг/м2 ч.

Фв = 0.067 Фн = 0.075.

??/?п)в = 50% сп = 1.08 ?в = 210.

(?/?п)зв = 53% сп = 1.08 ?зв = 210.

z — висота шару насадки до 3 м.

Pасчет коефіцієнта молекулярної дифузії в рідкої Dx і паровий Dy фазах.

Коефіцієнт дифузії в рідини за середньої температурі t (в °З) равен:

Dx =Dx 20?[1+b?(t-20)].

?в (20 0С)=0.322 мПа? с.

?зв (20 0С)=0.119мПа?с.

Мольные обсяги в рідкому стані за нормальної температури кипения:

V a=59.2 см3? моль Vc=74 см3? моль.

Коефіцієнт дифузії в рідини Dx 20 при 20 ° C:

[1, c129].

де А, Укоефіцієнти, залежать від властивостей розчиненої речовини і растворителя,.

?xв'язкість рідини при 20 °З, мПа? с.

Тоді коефіцієнт дифузії в рідини для верхню частину колони при 20 градусів равен:

Для частині колонны:

Температурний коефіцієнт b визначають по формуле:

де ?x і ?x приймають за нормальної температури 20 0С.

?a= 791 кг? м3 ?з= 789 кг? м3.

Тоді для верхню частину колонны:

Для частині колонны:

Отсюда.

Dx =Dx 20?[1+b?(t-20)] [1, c129].

Для верхню частину колонны:

Dх в=5.31?10−9?[1+0.0123?(60−20)]= 7.92?10−9 м2? с.

Для частині колонны:

Dх зв =1.863?10−9?[1+0.1 606?(70.4−20)]= 6.04?10−9 м2? с.

Висота едениц перенесення в паровий фазі :

[1, c129].

?yв = 0.0089 мПа з? yн = 0.0097 мПа с.

?yв = 1.9884 кг/м3 ?yн = 1.7189 кг/м3.

Коефіцієнт дифузії в паровий фазі то, можливо вирахувано по уравнению:

[1, c129].

де T — середня температура у відповідній частини колони, До; P — абсолютне тиск у колоні, Па.

Тоді для верхню частину колонны:

Для частині колонны:

?в = ?а = 0.1 875 H/м.

?зв = ?з = 0.1 903 H/м.

м.

м.

м.

м.

м — 8 секций.

м — 2 секции.

H = 30.7 м — 10 cекций.

Висоту ректифікаційної колони визначимо по формуле.

Hк =nz+(n — 1)? hp + zв + zн, [1, c130].

де h — відстань між тарілками, м; zв і zн — відстань відповідно между.

верхньої тарілкою і кришкою колони й між днищем колони та нижньої тарілкою, м. Вибір значенні zв і zн проводиться у разі таблиці. Підставивши, получим:

м.

Гідравлічне опір насадки.

[1, c130].

[ 1, c11].

Щільність орашения :

м3/м2 с.

м3/м2 с.

Повне гідравлічне опір ректифікаційної колонны.

Розрахунок теплообмінних аппаратов.

Розрахунок пластинчастого теплообмінника — подогревателя.

Вибрати тип, розрахувати і підібрати нормалізований конструкції пластинчастого теплообмінника для підігріву G2= F = 1.1389 кг? з органічної рідини від температури t2н=25°C до t2к=65.6°C. За середньої температурі t2=0.5(25+65.6)=45.3°C ;c2= 2632 Дж / кг? К.

Для підігріву використовувати насичений водяну пару тиском 0.4 Мпа. Температура конденсації t1=142.9°C. Характеристики конденсації нині температуре: r1=2 141 000 Дж? кг.

Теплова навантаження апарату составит:

Q= 1.05?G2?c2?(t2к — t2н) = 1.05?1.1389?2632?(65.6−25) = 127 787 Вт [3, c519].

Витрата пара визначимо з рівняння теплового баланса:

кг/с [2, c349].

Середня різницю температур:

Коефіцієнти теплопередачі в пластинчастих теплообменниках вище, ніж їх орієнтовні значення. Приймемо Kор= 1250 Вт? м2? К. Тоді орієнтовний значення необхідної поверхні составит:

Теплообмінник, поверхнею F = 1.5 м2, підходить з запасом ?= 46.28%.

Розрахунок кожухотрубчатого конденсатора (дефлегматора).

Розрахувати і підібрати нормалізований варіант конструкції кожухотрубчатого конденсатора суміші парів органічної рідини і водяної пари (дефлегматора) для конденсації G1 = P = 1.59 кг? з парів. Питома теплота конденсації смеси.

r1= 534 300 Дж/кг, температура конденсації 56.6°С. Фізико-хімічні властивості конденсату за нормальної температури конденсації ?1= 0.162 Вт / м? До; ?1= 748.8 кг? м3;

?1= 0.251 Па? с. Тепло конденсації відводити водою з початковій температурою t2н= 20 °C.

Приймемо температуру води виході з конденсатора t2к= 40 °C.

c2 =4190 Дж / кг? К.

Теплова навантаження апарату составит:

Q= G1? r1 = 1.59?534 300 = 903 943.3 Вт [2, c349].

Витрата воды:

кг/с.

Середня різницю температур:

Приймемо Kор= 600 Вт? м2? К. Тоді орієнтовний значення необхідної поверхні составит:

Переймаючись числом Re2= 15 000, визначимо співвідношення n /z для конденсатора і діаметром dн= 20?2 мм:

.

де n — загальна кількість труб;

z — число ходів по трубному пространству:

d — внутрішній діаметр труб, м.

Уточнённый розрахунок поверхні теплопередачі. Відповідно до табличными значеннями співвідношення n /z приймає найбільш близький до заданому значенням у конденсаторів з діаметром кожуха D = 400 мм, діаметром труб 20?2 мм, числом ходів z = 2 й загальним числом труб n = 166.

n /z = 166? 2 = 83.

Найбільш близьку до орієнтовною поверхню теплопередачі має нормалізований апарат із довжиною труб L = 6 м; F = 63 м². Справжнє число Re2 равно:

Коефіцієнт тепловіддачі до води визначимо по уравнению:

.

Вт / м2? К;

Коефіцієнт тепловіддачі від пара компенсирующегося на пучку горизонтально розташованих труб, визначимо по уравнению:

Вт / м2? К;

Сума термічних опорів стінки труб із нержавіючої сталі і забруднення із боку води та пара равна:

Коефіцієнт теплопередачи:

Вт / м2? К;

Необхідна поверхню теплопередачи:

Конденсатор із довжиною труб 3 метрів і поверхнею 3.5 м2 підходить з запасом:

Гідравлічне опір ?р2 розраховується за формуле:

Коефіцієнт тертя за такою формулою равен:

Швидкість води в штуцерах:

Гідравлічне сопротивление:

Розрахунок кожухотрубчатого испарителя.

Розрахувати і підібрати нормалізований варіант конструкції кожухотрубчатого випарника ректифікаційної колони із отриманням G2= W= 1.425 кг? з парів водного розчину органічної рідини. Нуртуюча при невеличкому надмірному тиску і температурі t2= 78 °C рідина має такі фізико-хімічні характеристики: ?2=737 кг/м3; ?2=0.448 Па? с; ?2=17.5?10−3 н? м; с2=3218 Дж/кг?К; ?2=0.169 Вт/м? До; r2= 846 240 Дж? кг. Щільність при атмосферному тиску? по=1.6984 кг/м3, щільність парів над киплячою рідиною ?п=1.6984 кг/м3.

Як теплоносія використовувати насичений водяну пару тиском 0.4 Мпа.

Питома теплота конденсації r1=2 141 000 Дж? кг, температура конденсації t1=142.9°С.

Фізико-хімічні характеристики конденсації нині температуре:

?1=926 кг / м3; ?1 = 0.196 Па? с; ?1= 0.685 Вт / м? К.

Теплова навантаження аппарата:

Вт.

Витрата що гріє пара визначимо з рівняння теплового баланса:

кг/с.

Середня різницю температур:

?tср= t1 — t2= 1429 — 78 = 64.9°С.

Відповідно до табличным значенням приймемо орієнтовний значення коефіцієнта теплопередачі Kор=1400 Вт/м2?К. Тоді орієнтовний значення необхідної поверхні составит:

Відповідно до табличній поверхнею, близьку до орієнтовною, може мати теплообмінник з висотою труб l=2 м, Dкожуха=400 мм, dтруб=25?2 мм, загальною кількістю труб = 100, числом ходів =2.

Необхідна поверхню становитиме F = 13.5 м2.

У обраному теплообменнике запас поверхности:

Розрахунок холодильника кубової рідини (кожухотрубчатого теплообменника).

Розрахувати і підібрати нормалізований кожухотрубчатый теплообмінник для теплообміну між двома розчинами. Запальний розчин в количестве.

G2= W= 0.7193 кг? з охолоджується від t2н= 78 °C до t2к=25°С. Початкова температура води дорівнює t2н= 20 градусів. Гаряча рідина за середньої температурі t1=51.5°С має такі фізико-хімічні характеристики: ?1=766.5 кг/м3; ?1=0.178 Вт/м?К; ?1=0.746 Па? с; с1=2927 Дж/кг?К. Холодна рідина температурі t2=30 °З має такі фізико-хімічні характеристики: ?2=986 кг/м3; ?2=0.662 Вт/м?К; ?2=0.804 Па? с; с2=4190 Дж/кг?К.

Теплова навантаження аппарата:

Q= G1? с1?(t1нt1к)=0.7193?2927?(78 — 25)=111 586 Вт.

Витрата охолоджувальної воды:

кг/с.

Визначення средне-логарифмической різниці температур:

.

Орієнтовний вибір теплообменника:

Приймемо орієнтовний значення коефіцієнта теплопередачі Kор=800 Вт/м2?К. Тоді орієнтовний значення необхідної поверхні теплообміну составит:

Поправку для средне-логалифмической різниці температур визначимо по уравнению:

Підбираємо теплообменник:

Lтруб=4 м, dтруб=25?2 мм, Dкожуха=400 мм, F =31 м2, число труб= 100, число ходов=2.

Необхідна поверхню становитиме F = 28.43м2.

У обраному теплообменнике запас поверхности:

Розрахунок холодильника дистиляту (кожухотрубчатого теплообменника).

Розрахувати і підібрати нормалізований кожухотрубчатый теплообмінник для теплообміну між двома розчинами. Запальний розчин в количестве.

G2= P= 0.4196 кг? з охолоджується від t1н= 56.6°С до t1к=25°С. Початкова температура холодного розчину дорівнює t2н= 20 °З. Гаряча рідина за середньої температурі t1= 40.8°С має такі фізико-хімічні характеристики: с1=2292.5 Дж/кг?К. Холодна рідина температурі t2=30 °З має такі фізико-хімічні характеристики: ?2=996 кг/м3; ?2=0.618 Вт/м?К; ?2=0.804 Па? с; с2=4190 Дж/кг?К.

Теплова навантаження аппарата:

Q= G1? с1?(t1нt1к)=0.4196?2292.5?(56.6 — 25)=30 397 Вт.

Витрата охолоджувальної воды:

кг/с.

Визначення средне-логарифмической різниці температур:

.

Орієнтовний вибір теплообменника:

Приймемо орієнтовний значення коефіцієнта теплопередачі Kор=800 Вт/м2?К. Тоді орієнтовний значення необхідної поверхні теплообміну составит:

Підбираємо теплообменник:

Lтруб=3 м, dтруб=20?2 мм, Dкожуха=400 мм, F=31 м2, число ходов=2.

Необхідна поверхню становитиме F = 25.61 м2.

У обраному теплообменнике запас поверхности:

Розрахунок ёмкости для вихідної суміші і продуктів разделения.

где.

G — витрата рідини, кг? с.

? = 2 години = 2?3600 = 7200 сік — время.

? — щільність рідини, кг? м3.

? = 0.8 — коефіцієнт заполнения.

1. Ёмкость для вихідної смеси:

2. Ёмкость для збору дистиллята:

3. Ёмкость для кубової жидкости:

Розрахунок і вибір насоса.

Підібрати адекватні фігури насос для перекачування вихідної суміші ацетонетанол за нормальної температури 20 °З з відкритої ёмкости в апарат, який під надлишковим тиском 0.1 Мпа. Витрата рідини 1.1389 кг? с. Геометрична висота піднесення рідини 15 м. Довжина трубопроводу на лінії всмоктування 15 м, на лінії нагнітання 40 м.

Перевірити можливість установки насоса в розквіті 4 м вище над рівнем рідини в ёмкости.

Вибір трубопровода.

Для всмоктувальної і нагнетательного трубопроводу приймемо однакову швидкість течії рідини, рівну 2 м? с. Тоді діаметр равен:

Вибираємо сталеву трубу зовнішнім діаметром 38 мм, завтовшки стенки.

2 мм (за таблицею). Внутрішній діаметр труби d = 0.034 м. Фактична швидкість води в трубе:

м/с.

Приймемо, що корозія трубопроводу незначительна.

Визначення втрат на тертя місцеві сопротивления.

тобто. режим течії турбулентний. Приймемо абсолютну шорсткість рівної ?=2?10−4 м. Тогда:

Далі получим:

Отже, в трубопроводі має місце змішане тертя, і розрахунок? слід проводити по формуле:

Визначимо суму коефіцієнтів місцевих сопротивлений:

сума коефіцієнтів у усмоктувальної линии.

??вс=0.5+1+1.1?2+3?0.83?0.92=6.

сума коефіцієнтів в нагнетательной линии.

??н=0.5+1+1.1?2+2?4.8=13.3.

Втрачений натиск у усмоктувальної і нагнетательной лінії знаходимо по формуле:

Загальні втрати від напора:

hп=hп вс+hп наг=1.9+2.83=4.73.

Вибір насоса.

Знаходимо реквізит натиск насоса по формуле:

Такий би запал при заданої продуктивності забезпечується одноступенчатыми відцентровими насосами. З огляду на стала вельми поширеною цих насосів у промисловості через досить високої к.п.д., компактності і зручності комбінування з електродвигунами, вибираємо на подальше розгляду саме ця насосы.

Корисну потужність насоса визначимо по формуле:

Nп=??g?Q?H = 9.8?32.6?1.1389 = 363.9 Вт = 0.364 кВт.

Приймемо ?пер=1 і ?н=0.6 (для відцентрового насоса середньої продуктивності), знайдемо за такою формулою потужність на валу двигателя:

кВт.

По таблиці встановлюємо, що заданої подачі і натиску найбільше відповідає відцентровий насос марки Х20/53, котрій при оптимальних умовах роботи Q=5.5?10−3 м3/с, Н=34.4 м, ?н=0.5. Насос забезпечений електродвигуном ВА 0−52−2 номінальною потужністю Nн=13 кВт, ?дв=0.87. Частота обертання валу n = 48.3 с-1.

Визначення граничною висоти всасывания.

Розрахуємо запас напору на кавитацию:

hз=0.3?(Q?n2)2/3=0.3?(1.445?10−3?48.32)2/3=0.6744 м.

По таблицям тисків насиченого пара знайдемо, що з 20 °З pt=12 025 Па.

Приймемо, що атмосферне тиск одно р1=105 Па, а діаметр всмоктувальної патрубка дорівнює діаметру трубопроводу. Тоді формулі найдём:

Отже, розташування насоса в розквіті 4 м вище над рівнем рідини в ёмкости цілком возможно.

Вибираємо насос:

Вибір насоса це про людське кубового залишку і дистиллята.

Таблиця 4.

Q розрахункове, м3/с Марка Q, м3/с М, м n, с-1 ?зв Электродвигатель.

тип Nн, кВт.

1.Qкуб.ост=0.719/785=0.92?10−3 Х 8/18 2.4?10−3 11.3 48.3 0.4 АО2−31−2 3.

2.Qдист=0.42/785 ==5.35?10−4 Х2/25 4.2?10−4 25 50 — АОЛ-12−2 1.1.

Розрахунок конденсатоотводчика.

Для відводу конденсату та профілактики проскока пара в лінію відводу конденсату, теплообменные апарати, обогреваемые насиченим водяником пором, повинні постачатися конденсатоотводчиками. Розрахунок поплавкового конденсатоотводчика у визначенні діаметра умовного проходу Dу по максимальному коефіцієнта пропускну здатність R.

Необхідну значення коефіцієнта пропускну здатність визначають залежно від витрати водяного конденсату G (в т/ч) і перепаду тиску? р (в МПа) між тиском пара і тиском в лінії відводу конденсата:

?р=0.4−0.1=0.3 МПа.

1. Конденсатоотводчик для кипятильника:

G=0.447 кг/с?3.6 = 1.61 т/ч.

т/ч.

Dу=25 мм.

2. Конденсатоотводчик для подогревателя:

G=0.06 кг/с?3.6 = 0.22 т/ч.

т/ч.

Dу=20 мм.

Визначення товщини теплової изоляции.

Товщину теплової ізоляції ?і знаходять з рівності питомих теплових потоків через шар ізоляції від поверхні ізоляції в навколишню среду:

де ?в=9.3+0.058?tст2 — коефіцієнт тепловіддачі від зовнішньої поверхні ізоляційного матеріалу в довкілля, Вт/м2?К; tст2 — температура ізоляції із боку довкілля; для апарату, працював у закритому приміщенні, tст2= 40 °C; tст1=142.9 °З — температура ізоляції із боку апарату. Через незначного термічного опору стінки апарату проти термічним опором шару ізоляції, tст1 приймають рівної температурі що гріє пара tг1; tв=20 °З — температура довкілля; ?і - коефіцієнт теплопровідності ізоляційного матеріалу, Вт/м?К.

Розрахуємо товщину теплової изоляции:

?в=9.3+0.058?40 = 11.62 Вт/м2?К.

Як матеріалу для теплової ізоляції виберемо совелит (85% магнезия.

і 15% азбесту), має коефіцієнт теплопровідності ?и=0.09 Вт/м?К. Тоді получим:

Розрахунок апарату на прочность.

1. Розрахунок товщини обечайки.

Виконавчу товщину тонкостенной гладкою циліндричною обечайки, навантаженої внутрішнім надлишковим тиском, розраховують по формуле:

D — внутрішній діаметр обечайки, м.

[?]- напруга на розтягнення для матеріалу обечайки. Для стали Х18Н10Т [?]=134 мН/м2.

? — коефіцієнт, враховує ослаблення обечайки через зварного шва,.

? = 0.95.

ГОСТ 1 м ?=10 мм.

2. Розрахунок товщини днища.

Вважаємо товщину стінки днища.

Замість коефіцієнта ослаблення через шва, візьмемо коефіцієнт ослаблення? = 0.9. Тоді товщина стінки еліптичного чи полусферического днища равна:

Розрахунок оптимального діаметра трубопровода.

Внутрішній діаметр трубопроводу круглого перерізу розраховують по формуле:

1. Трубопровід подачі вихідної суміші з подогревателя в колонну:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 56?3.5 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 49 мм.

2. Трубопровід подачі кубового залишку в кипятильник:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 45?3.5 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 38 мм.

3. Трубопровід відводу зворотному води з холодильника -1:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 56?3.5 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 49 мм.

4. Трубопровід підвода вихідної суміші з ёмкости -1 до подогревателю:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 32?3.0 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 26 мм.

5. Трубопровід подачі дистиляту з розподільника в холодильник -2:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 32?3.0 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 26 мм.

6. Трубопровід подачі дистиляту з холодильника -2 в ёмкость -3:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 32?3.0 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 26 мм.

7. Трубопровід відводу зворотному води з дефлегматора:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 76?4.0 мм — Ст3сп.

Штуцер Dу — 67 мм.

8. Трубопровід подачі зворотному води в холодильник -1:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 56?3.5 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 49 мм.

9. Трубопровід подачі парів дистиляту з колони в дефлегматор:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 56?3.5 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 49 мм.

10 Трубопровід, котрий поєднує розподільник і колонну:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 56?3.5 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 49 мм.

11. Трубопровід подачі пара до підігрівнику і кипятильнику:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 22?2.0 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 18 мм.

12. Трубопровід подачі кубової рідини з холодильника -1 в ёмкость -2:

Вибираємо трубопровід за Держстандартом? 45?3.5 мм — Х18Н10Т.

Штуцер Dу — 38 мм.

Контроль і автоматичне регулирование.

1. Ёмкость Е1, Е2, Е3:

L — рівень, параметр, вимірюваний первинним перетворювачем чи прибором.

I — показання, функція, виконувана прибором.

А — сигнализация.

Це прилад для виміру рівня, установлено в щиті, літери М і L означають сигналізацію верхнього й нижнього уровней.

2. Трубопровід с1 від ёмкости Е1 до подогревателя:

Q — величина, характеризує якість (склад, концентрация).

R — реєстрація, функція виконувана приладами по відображенню информации.

I — показания.

3. ТрубопровідТ7- підігрівникс1-:

На трубопроводіТ7- встановлено механізм, який за припинення подачі енергії чи управляючого сигналу залишає регулюючий орган в незмінному положении.

TIRC T — прилад для виміру температуры. I — показания. R — функція регистрации. C — функція, виконувана приладами із формування сигналу (регулювання, управление).

4. Трубопровід підігрівникC1- КР:

FICA F — вимірюваний параметр, расход. I — показания. C — функція, виконувана приладами із формування сигналаA — сигналізація, функція, виконувана приладами по відображенню информации.

Також встановлено механизм.

5. ТрубопровідТ7- (ВР2) — верх-низ РК:

PDIC Pтиск, вакуум-измеряемый параметр. D — плотность-измеряемый параметр. I — показания. C — функція, виконувана приладами із формування вихідного сигнала.

На трубопроводіТ7- встановлено механізм (ВР2).

6. ТрубопровідВ4- (відвід до Д) — гору РК:

PIC Pтиск, вакуум-измеряемый параметр. I — показания. Cрегулювання, управление.

На відведенняВ4- до Д встановлено механізм (ВР5).

7. Трубопровід це про людське кубової жидкости:

до Х1LC13 L — рівень, вимірюваний параметр. С — регулювання, управление.

І на цій лінії встановлено механізм (ВР8) перед входом в Х1.

QR Q — величина, характеризує якість (концентрация).R — радиоактивность.

8. Трубопровід після Х1 в ёмкость Е2:

FI F — вимірюваний параметр, расход. I — показания.

9. ТрубопровідВ4 (вода) в Х1 і трубопровід з Х1 в Е2:

TIC T — температура, вимірюваний параметр. I — показания. C — регулювання, управление.

На трубопроводіс1- встановлено механізм (ВР9).

10. Вода з трубопроводуВ4- в Х2 і дистилят в Е3:

TIC T — температура, вимірюваний параметр. I — показания. C — регулювання, управление.

На трубопроводі зВ4- в Х2 встановлено механізм (ВР7).

11. ТрубопровідД1- в Х2 з розподільника (Р):

LC L — рівень, вимірюваний параметр. С — регулювання, управление.

На трубопроводі встановлено механізм (ВР6).

12.

F — витрата, вимірюваний параметр.

З — регулювання, управление.

F — витрата, вимірюваний параметр.

I — показания.

З — регулювання, управление.

Q — величина, характеризує качество.

R — радиоактивность.

З — регулювання, управление.

FFIC — витрата — прилад щодо його виміру, реєстрацію ЗМІ й автоматичного регулирования.

Список використовуваної литературы.

1.Основные процеси та апарати хімічної технології. Допомога за проектування під ред. Ю.І. Дытнерского. -М.: Химия, 1987.

2.Павлов К. Ф., Романков П. Т., Косков А. А. Приклади і завдання курсу процесів і апаратів хімічної технології. -Л.: Химия, 1987.

3.Касаткин О. Г. Основні процеси та апарати хімічної технології. — М.: Хімія, 1971.

4.Справочник хіміка. Т2. М-Л: Госхимиздат, 1963.

5.Альперт Л. З. Основи проектування хімічних установок.- М.: Вищу школу, 1976.

6.Коган В. Б., Фрідман В.М., Кафаров В. В. Рівновага між рідиною і пором. — М-Л: Наука, 1986.

7.Лащинский А. А., Толчинский Г. Р. Основи конструювання і розрахунку хімічної апаратури.- Л.: Машинобудування, 1970.

.