Logo GenDocs.ru

Поиск по сайту:  


Загрузка...

Курсовой проект - Проектирование ректификационной установки - файл Основная часть.doc


Курсовой проект - Проектирование ректификационной установки
скачать (377.2 kb.)

Доступные файлы (6):

Основная часть.doc627kb.20.11.2008 20:26скачать
Основная частьИСПР.doc607kb.05.12.2008 15:51скачать
ПАПП ЧЕРНОВИК.doc342kb.12.11.2008 23:05скачать
Реферат.doc22kb.05.12.2008 15:47скачать
Содержание.doc42kb.05.12.2008 15:46скачать
Титул.doc23kb.05.12.2008 15:40скачать

содержание
Загрузка...

Основная часть.doc

Реклама MarketGid:
Загрузка...


Лист



ВВЕДЕНИЕ

Процесс ректификации находит широкое применение во многих отраслях химической, пищевой, и нефтеперерабатывающей промышленности.

Для проведения ректификационного процесса применяют колонные аппараты различного типа, отличающиеся один от другого способом контакта фаз и видом контактного устройства.

Целью расчета ректификационной установки является определение основных размеров колонны, ее гидравлического сопротивления, поверхности теплообменников, материальных потоков и затрат тепла.


^ I. НАЗНАЧЕНИЕ И ОБЛАСТЬ ПРОЕКТИРУЕМОГО ОБЪЕКТА

Колонные аппараты предназначены для проведения процессов тепло- и массообмена: ректификации, дистилляции, абсорбции, десорбции. Корпуса стандартизованных колонных аппаратов изготавливаются в двух исполнениях:

  • Корпус, собираемый из отдельных царг с фланцевыми соединениями, рассчитан на давление 1,6 МПа.

  • Корпус цельносварной, рассчитанный на давление до 4 МПа, имеют колонные аппараты диаметром более 1000мм с интервалом изменения диаметра через 200мм. Расстояния между тарелками в зависимости от типов могут изменяться от 300 до 1000мм.

До настоящего времени не выработано обобщенных и достаточно объективных критериев выбора типа тарелки для ведения того или иного процесса. Существенную роль в этом играют сложившиеся в организациях – поставщиках традиции, опирающиеся на многолетний опыт надежной эксплуатации разрабатываемой ими массообменной аппаратуры.

Тарелки с капсульными колпачками получили наиболее широкое распространение, благодаря своей универсальности и высокой эксплуатационной надежности, они достаточно эффективны, но металлоемки и сложны в монтаже.

Тарелки, собираемые из S – образных элементов, устанавливаются преимущественно в колоннах больших диаметров. Их производительность на 20-30% выше, чем у капсульных.

Клапанные тарелки, по сравнению с колпачковыми, имеют более высокую эффективность и на 20-40% большую производительность. Они применяются для обработки жидкостей, не склонных к смолообразованию и полимеризации, во избежание прилипания клапана к тарелке.

Ситчатые тарелки имеют достаточную высокую эффективность, низкое сопротивление и малую металлоемкость. Они применяются преимущественно в колоннах для обработки чистых жидкостей при атмосферном давлении и вакууме.

Решетчатые тарелки провального типа имеют производительность в 1,5 – 2 раза большую, чем колпачковые тарелки, низкую металлоемкость. Их эффективность достаточно высока, но в узком диапазоне рабочих скоростей. Эти тарелки рекомендуется применять при больших нагрузках колонны по жидкости.
^ II.1. Способы выражения составов фаз
При расчете процессов ректификации составы жидкостей обычно задаются в массовых долях или в процентах, а для практического расчета удобнее пользоваться составами жидкостей и пара, выраженными в мольных долях или процентах.

Для дальнейших расчётов необходимо концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка выразить в мольных долях:


(II.1.1)
где хА – мольная доля компонента А в жидкой фазе;

- массовая доля компонента А;

МА, МВ – молекулярные массы компонентов А и В: молекулярная масса ацетона – 58кг/кмоль, этилового спирта – 46кг/кмоль.










^ 2. Материальный баланс процесса ректификации
Материальный баланс, основанный на законе сохранения массы вещества, составляется для определения количества материальных потоков в колонне.

Материальный баланс для всей колонны

(II.2.1)

где GF – массовый расход исходной смеси, кг/с; GD – массовый расход дистиллята, кг/с;


Материальный баланс по кубовому остатку

(II.2.2)

где GW – массовый расход кубовой жидкости, кг/с;


Из номограммы [2, с.565] следует, что при заданном давлении (760мм.рт.ст.) температура кипения ацетона равна 560С, этилового спирта – 830С.

В этом интервале выбирается произвольный ряд температур: 60, 64, 68, 70, 74, 78, 80. При этих температурах по номограмме [2, с.565] определяются давления паров ацетона и этилового спирта.

Для вычисления равновесных составов фаз используются законы Дальтона и Рауля.

Мольная доля низкокипящего компонента Х в жидкости определяется по уравнению
(II.2.3)
Мольная доля низкокипящего компонента в паре у* рассчитывается по уравнению
(II.2.4)

где РА , РВ – давления насыщенных паров низкокипящего и высококипящего компонентов соответственно, мм.рт.ст.; П – общее давление в системе, мм.рт.ст.

Данные по расчету равновесного состава фаз сведены в таблицу 1.


Таблица 1. Равновесные составы жидкости и пар смеси ацетон – этиловый спирт при давлении 760 мм.рт.ст.

t, 0С

Ра, мм.рт.ст.

Рэ, мм.рт.ст.

П, мм.рт.ст.





56

760

260

760

1

1

60

880

320

760

0,785

0,91

64

1000

380

760

0,613

0,81

68

1110

440

760

0,478

0,698

70

1200

460

760

0,405

0,639

74

1350

570

760

0,244

0,433

78

1550

660

760

0,112

0,228

80

1680

700

760

0,061

0,135

83

1800

760

760

0

0



По полученным данным о равновесии между жидкостью и паром строим изобары температур кипения и конденсации смеси на диаграмме t=f(x,y) (рисунок 1) и линию равновесия на диаграмме у=f(x) (рисунок 2).






^ 3. Расчет флегмового числа


Минимальное флегмовое число можно рассчитать по формуле
(II.3.1)
где - мольная доля низкокипящего компонента в паре, равновесном с исходной смесью, определяется по диаграмме х-у (рисунок 2).

Для нашего случая Отсюда

Оптимальное флегмовое число найдем из условия получения минимального объема колонны, пропорционального произведению nT(R+1), где nT - число ступеней изменения концентрации (теоретическое число тарелок).

Расчет оптимального флегмового числа выполняем следующим образом:

а) задаемся рядом коэффициента избытка флегмы β в пределах от 1,1 до 5,0; определяем рабочее флегмовое число и величину отрезка ;

б) откладываем отрезок В на оси ординат и проводим линии рабочих концентраций верхней и нижней частей колонны;

в) между равновесной и рабочими линиями в пределах концентраций xW и xD строим ступени, каждая из которых соответствует теоретической тарелке;

г) при каждом значении β определяем число теоретических тарелок nT и величину произведения nT(R+1).Результаты расчета сводим в таблицу 2.

Таблица 2 – Данные для расчета оптимального флегмового числа

β

R

B

nT

nT·(R+1)

1,1

2,464

0,241

16

55,424

1,75

3,92

0,17

12

59,04

2

4,48

0,15

11

60,28

2,8

6,272

0,11

9

65,448

3,6

8,064

0,092

8

72,512



д) по данным таблицы 2 строим график зависимости nT(R+1)=f(R) (рисунок 3) и находим минимальное значение величины nT(R+1). Ему соответствует флегмовое число R=2,5.

Эту величину и принимаем в дальнейших расчетах за оптимальное рабочее число флегмы. Число ступеней изменения концентраций при этом равно 16.


^ 4. Скорость пара и диаметр колонны
Рассчитываем средние концентрации низкокипящего компонента в жидкости и в паре, затем определяем средние температуры жидкости и пара по высоте колонны. Определяем средние концентрации ацетона в жидкости:

а) в верхней части колонны

(II.4.1)

б) в нижней части колонны
(II.4.2)

Средние температуры жидкости определяем по диаграмме t – х,у (рисунок 1)
При хв.ср=0,5 tж.в=67,250С

При хн.ср=0,12 tж.н=77,750С

Средняя плотность жидкости по высоте колонны определяется по уравнению

(II.4.3)

где ρа ρЭ – плотности низкокипящего и высококипящего компонентов при средней температуре в колонне, соответственно, кг/м3:

а) в верхней части колонны


б) в нижней части колонны


Для колонны в целом
(II.4.4)


Определяем средние концентрации ацетона в паре:

а) в верхней части колонны

(II.4.5)
б) в нижней части колонны
(II.4.6)
Средние температуры пара определяем по диаграмме t – х,у (рисунок 1)
При ув.ср=0,675 tп.в=68,570С

При ун.ср=0,273 tп.н=77,570С


Средние молекулярные массы и плотности пара:

а) в верхней части колонны

средняя молекулярная масса пара
; (II.4.7)
средняя плотность пара
(II.4.8)

б) в нижней части колонны

средняя молекулярная масса пара
(4.9)
средняя плотность пара

(II.4.10)

Тогда средняя плотность пара в колонне
(II.4.11)
Допустимую скорость пара в колонне определяют по уравнению
(II.4.12)

где ρж и ρп – плотности жидкости и пара , кг/м3; С – коэффициент, величина которого зависит от конструкции тарелки, расстояния между тарелками и поверхностного натяжения жидкости.

Принимаем предварительно расстояние между тарелками hм.т=300мм. По рисунку 10 [3] значение коэффициента С=375.

Тогда скорость пар в колонне
(II.4.13)

Диаметр ректификационной колонны
(II.4.14)

где Vп – объемный расход пара, поступающего в дефлегматор, м3/с,
(II.4.15)

где МD – мольная масса дистиллята, кг/кмоль,



Тогда
(II.4.16)
Диаметр колонны

По каталогу [1] принимаем диаметр типовой колонны 1,0м. При этом действительная скорость пара в колонне
(II.4.17)


^ III. ВЫСОТА КОЛОННЫ
Высоту колонны определяем графо-аналитическим методом, т.е. последовательно рассчитываем коэффициенты массоотдачи, массопередачи, коэффициенты полезного действия тарелок; строим кинетическую кривую и определяем число действительных тарелок.

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе
(III.1)

где Dп – коэффициент диффузии паров компонента А в парах компонента В, рассчитывается по формуле
(III.2)

где Т – температура, К; p – абсолютное давление, кгс/см2; МА, МВ – мольные массы компонентов А и В; νА, νВ – мольные объемы компонентов А и В, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав пара [2].

Rе – критерий Рейнольдса для паровой фазы
(III.3)

где μп – динамический коэффициент вязкости пара, Па·с.
(III.4)
где Мср.п, МА, МВ – мольные массы пара и отдельных компонентов, кг/кмоль; μср.п, μА, μВ – соответствующие им динамические коэффициенты вязкости; уА, уВ – объемные доли компонентов смеси.
Коэффициент диффузии паров ацетона в парах этилового спирта:

а) в верхней части колонны



б) в нижней части колонны

Коэффициент динамической вязкости смеси паров ацетона и этилового спирта:

а) в верхней части колонны при температуре 68,570С, μАп=0,2165 мПа·с, μВп=0,691 мПа·с.

б) в верхней части колонны при температуре 77,570С, μАп=0,203 мПа·с, μВп=0,592 мПа·с.

Критерий Рейнольдса для паровой фазы:

а) в верхней части колонны

б) в нижней части колонны

Коэффициент массоотдачи в паровой фазе:

а) в верхней части колонны



б) в нижней части колонны

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе


,
где Dж – коэффициент диффузии в жидкости, м2/с; Мж.ср – средняя мольная масса жидкости в колонне, кг/кмоль:

а) в верхней части колонны

б) в нижней части колонны


- диффузионный критерий Прандля
(III.5)

Коэффициент диффузии в жидкости при 200С можно вычислить по приближенной формуле
(III.6)

где μж – динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа·с;

МА, МВ – мольные массы компонентов А и В,кг/кмоль; νА, νВ – мольные объемы компонентов А и В, кг/кмоль; А и В – коэффициенты зависящие от свойств низкокипящего и высококипящего компонентов.

Коэффициент диффузии пара в жидкости Dt связан с коэффициентом диффузии D20 следующей приближенной зависимостью,
(III.7)

в которой температурный коэффициент b может быть определен по эмпирической формуле

(III.8)

где μ – динамический коэффициент вязкости жидкости при 200С, мПа·с; ρ – плотность жидкости, кг/м3.

Динамический коэффициент вязкости жидкости
(III.9)
а) в верхней части колонны при t=67,250С

μА=0,2195 мПа·с

μВ =0,713 мПа·с

б) в нижней части колонны при t=77,75≈780С

μА=0,203 мПа·с

μВ =0,592 мПа·с


Коэффициент диффузии ацетона в жидком этиловом спирте при t=200С:

а) для верхней части колонны


б) для нижней части колонны



Температурный коэффициент принимаем равным b=0,0234.

Тогда

а) для верхней части колонны



б) для нижней части колонны

Критерий Прандля:

а) для верхней части колонны



б) для нижней части колонны

.

Определяем коэффициенты массоотдачи:

а) для верхней части колонны



б) для нижней части колонны


Коэффициенты массопередачи определяем по уравнению
(III.10)
где m – тангенс угла наклона линии равновесия на рабочем участке.

Для определения угла наклона разбиваем ось х на участки и для каждого их них находим среднее значение тангенса как отношение разности (у*-у) к разности (х-х*) в том же интервале, т.е.
(III.11)

Подставляя найденные значения коэффициентов массоотдачи βп и βж и тангенсов углов наклона линии равновесия в уравнение, находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от хW до хD.

Полученные значения Ку используем для определения числа единиц переноса nу в паровой фазе
, (III.12)

где φ – отношение рабочей площади к свободному сечению колонны, примем φ=0,8.

Допуская полное перемешивание на тарелке, имеем

(III.13)

где η – КПД тарелки.

Результаты приведенных выше расчетов, сводим в таблицу 3.
Таблица3 – Параметры, необходимые для построения кинетической кривой

x

xW

0,13

0,19

xF

0,3

0,5

0,7

0,8

xD

tgα=m

1,97

1,78

1,44

1,23

1,21

0,92

0,7

0,62

0,59

Ky·10-3

4,38

4,435

4,53

4,59

4,6

4,69

4,76

4,79

4,8

ny

0,134

0,136

0,138

0,14

0,141

0,144

0,146

0,1469

0,1472

η

0,126

0,128

0,13

0,132

0,1321

0,1346

0,13638

0,1371

0,1324

AC, мм

26

20,5

7

3,5

23

49

52

46,5

43

AB, мм

3,3

2,6

0,91

0,462

3,04

6,59

7,12

6,38

5,9


Между кривой равновесия и линиями рабочих концентраций в соответствии с табличными значениями х проводим ряд прямых, параллельных оси ординат (рисунок 4).

Измеряем полученные отрезки А1С1, А2С2, А3С3 и т.д. и делим их в отношении η=АВ/АС, т.е. определяем величину отрезков А1В1, А2В2…….АnBn. Через найденные для каждого значения х точки В проводим кинетическую кривую, отображающую степень приближений фаз на тарелках к равновесию.

Число реальных тарелок nд находим путем построения ступенчатой линии между кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от хD до хW.




Получаем 94 тарелок (40 в верхней части колонны, 54 – в нижней), которые и обеспечивают разделение смеси в заданных пределах изменения концентраций.

Высота тарельчатой части колонны
(III.14)
Общая высота колонны

(III.15)

где hсеп – расстояние между верхней тарелкой и крышкой колонны, (высота сепарационного пространства), принимаем 0,8м (приложение А6 [3]); hкуб – расстояние между нижней тарелкой и днищем колонны, (высота кубовой части), принимаем 2м (приложение А6 [3]).

В соответствии с рассчитанным диаметром колонны по каталогу-справочнику [1] подбираем стандартную колонну и тарелки. Принимаем к установке колонный аппарат диаметром 1000мм; колонна компонуется из однопоточных неразборных тарелок типа ТСК – I ОСТ 26-01-282-74 с капсульными стальными колпачками. Общее число колпачков на тарелке – 37. Основные параметры тарелки приведены в таблице 4.
Таблица 4 – Характеристика колпачковой тарелки

Диаметр колонны (внутр.) D, мм

1000

Свободное сечение колонны, м2


0,78

Длина линии барботажа, м

9,3

Периметр слива Lс, м

0,8

Площадь слива, м2

0,05

Площадь паровых патрубков, м

0,073

Относительная площадь для прохода паров, %

9

Диаметр колпачка d, мм

80

Шаг t, мм

110

Масса колпачка в кг (при h=20мм, Нt=300мм) для исполнения 1

39



^ IV. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
Расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующего пара в кубе-испарителе колонны
(IV.1)
где - расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт; - тепловые потери колонны в окружающую среду, Вт; - теплоемкость исходной смеси, дистиллята, кубовой жидкости, соответственно, Дж/кгК.

Значения теплоемкостей, необходимые для расчета, находим по формуле
(IV.2)
где - теплоемкости компонентов при соответствующих температурах; - массовые доли компонентов.

Температура смеси , кубового остатка и дистиллята ; теплоемкости ацетона и этилового спирта при этих температурах определяем по номограмме :
Теплоемкости смесей:



Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара

(IV.3)
- удельная теплота конденсации дистиллята, Дж/кг:

(IV.4)

(при ).
Тепловые потери колонны в окружающую среду
(IV.5)
где - температура наружной поверхности стенки колонны, принимаем ; - температура воздуха в помещении,; - суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучением, Вт/(м2К):

(IV.6)


где FH – наружная поверхность изоляции колонны, определяем по формуле

Потери тепла в окружающую среду
(IV.7)
Расход тепла в кубе колонны с учетом тепловых потерь

Расход греющего пара (давление 1атм)
(IV.8)


Расход воды в дефлегматоре при нагревании ее на 200С
(IV.9)
Расход воды в холодильнике дистиллята при нагревании ее на 200С
(IV.10)

Расход воды в холодильнике кубового остатка при нагревании ее на 200С
(IV.11)
Общий расход воды в ректификационной установке
(IV.12)



^ 1. Расчет тепловой изоляции колонны

В качестве изоляции берем асбест (). Исходя из упрощенного соотношения (для плоской стенки) имеем
(IV.1.1)
где - толщина изоляции, м; t\из – температура внутренней поверхности изоляции, принимаем ее ориентировочно на 10-200С ниже средней температуры в колонне tиз.в.=600С.
Определяем толщину изоляции


(IV.1.2)

Проверяем температуру внутренней поверхности изоляции
(IV.1.3)
расхождение: 60-59,97=0,026<1,00C

^ V. РАСЧЕТ ВСПОМОГАТЕЛЬНОГО ОБОРУДОВАНИЯ
Далее производим расчет поверхности всех теплообменников ректификационной установки.

В качестве примера полного расчета теплообменника приводим расчет поверхности кубового испарителя для кипятильника ректификационной установки, остальных – укрупненный, с использованием ориентировочных значений коэффициентов теплопередачи, приведенных в таблице 4.8 [2].

^ 1. Кипятильник (куб-испаритель)
Температурные условия процесса. Кубовый остаток кипит при 81,70С.

Согласно заданию температура конденсации греющего пара равна 1000С. Следовательно, средняя разность температур

Тепловая нагрузка

Выбор конструкции.

Кипятильники ректификационных колонн непрерывного действия по устройству сходны с кипятильниками выпарных аппаратов. /При небольших поверхностях теплообмена куб колонны обогревается змеевиком или горизонтальной трубчаткой, пересекающей нижнюю часть колонны; при этом греющий пар пропускается по трубам.

При больших поверхностях теплообмена применяют выносные кипятильники, которые устанавливают ниже колонны с тем, чтобы обеспечить естественную циркуляцию жидкости.

Определяем ориентировочно максимальную величину площади теплообмена. По [1, таблица 4.8] для данного случая теплообмена (от конденсирующего водяного пара к кипящей жидкости) принимаем значение минимального коэффициента теплопередачи Кmin=300 Вт/м2∙К. Тогда максимальная поверхность теплообмена


Предварительно выбираем для расчета выносной кипятильник кожухотрубчатый теплообменник с трубами диаметром 25×2 мм, длиной труб – 3,0 м.

^ 1.1 Определение коэффициента теплопередачи
Принимаем среднее значение тепловой проводимости загрязнений стенок со стороны конденсирующего водяного пара , со стороны кубового остатка .

Теплопроводность стали . Таким образом
(IV.1.1.1)
Коэффициент теплоотдачи со стороны конденсирующегося водяного пара определяем по формуле
Вт/м2∙К (IV.1.1.2)
где λ – коэффициент теплопроводности конденсата, Вт/м∙К; Н – высота кипятильных труб, м; ρ – плотность конденсата, кг/м3; r – удельная теплота конденсации греющего пара, Дж/кг; μ – динамический коэффициент вязкости конденсата, Па∙с



Коэффициент теплоотдачи для кипящего толуола находим по формуле
Вт/м2∙К (IV.1.1.3)

где коэффициент b определяется по формуле
(IV.1.1.4)
Химико-физические свойства этилового спирта взяты при температуре кипения.

Коэффициент теплопередачи
(IV.1.1.5)


Удельная тепловая нагрузка
(IV.1.1.6)
Откуда
(IV.1.1.7)
Это уравнение решаем графически, задаваясь значениями q (рисунок 5), y – левая часть уравнения.

При q=9000Вт/м2 у=5,12

При q=3000Вт/м2 у=-3,62

При у=0 находим q=5500Вт/м2.


Коэффициент теплопередачи

(IV.1.1.8)
Площадь поверхности теплообмена
(IV.1.1.9)
С запасом 15-20% принимаем по каталогу [2, таблица XXXІV] одноходовой теплообменник.
Характеристики теплообменника:
поверхность теплообмена……………………………………112м2

диаметр кожуха……………………………………………….800мм

диаметр труб…………………………………………………...25×2

длина труб……………………………………………………….3,0м

количество труб………………………………………………….473


2. Дефлегматор

В дефлегматоре конденсируется ацетон с небольшим количеством этилового спирта. Температура конденсации паров дистиллята tD=630C. Температуру воды на входе в теплообменник примем 180С, на выходе 380С.

Составляем температурную схему процесса и определяем движущую силу процесса теплопередачи:
63→63

38←18
По таблице 4.8 [2] коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара органических веществ к воде находится в пределах 340 – 870 Вт/м2∙К. Принимаем наименьший коэффициент теплопередачи К=340 Вт/м2∙К.

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от конденсирующегося в дефлегматоре пара


Поверхность дефлегматора находим из основного уравнения теплопередачи
(V.2.1)


С запасом 15-20% принимаем по каталогу [2, таблица XXXІV] двухходовой теплообменник.
Характеристики теплообменника:
поверхность теплообмена……………………………………76м2

диаметр кожуха……………………………………………….600мм

диаметр труб…………………………………………………...25×2

длина труб………………………………………………………4,0м

число труб

общее…………………………………………………………….244

на один ход………………………………………………………122


^ 3. Холодильник для дистиллята
В холодильнике происходит охлаждение дистиллята от температуры конденсации до 300С
63→30

38←18

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от дистиллята в дефлегматоре
(V.3.1)
Принимаем К=300Вт/м2∙К по таблице 4.8 [2].
Поверхность теплообмена холодильника дистиллята
(V.3.2)
По таблице 4.12 [2] принимаем одноходовой теплообменник.

Характеристики теплообменника:

поверхность теплообмена……………………………………4,5м2

диаметр кожуха (наружный)…..…………………………….237мм

диаметр труб…………………………………………………...25×2

длина труб………………………………………………………1,5м

число труб………………………………………………………..37


^ 4. Холодильник для кубового остатка
В холодильнике кубового остатка происходит охлаждение кубовой жидкости от температуры кипения до 300С
81,7→30

38 ← 18

Количество тепла, отнимаемого охлаждающей водой от кубовой жидкости


(V.4.1)
Принимаем К=250Вт/м2∙К по таблице 4.8 [2].
Поверхность теплообмена холодильника кубовой жидкости
(V.4.2)

По таблице 4.12 [2] принимаем одноходовой теплообменник.

Характеристики теплообменника:

поверхность теплообмена……………………………………19,5м2

диаметр кожуха (наружный)…..…………………………….325мм

диаметр труб…………………………………………………...25×2

длина труб………………………………………………………4,0м

число труб………………………………………………………..62


5. Подогреватель
tгр.п=1000С
100→100

78,8←20
Принимаем К=150Вт/м2∙К по таблице 4.8 [2].
(V.5.1)
Поверхность теплообмена подогревателя исходной смеси
(V.5.2)
По таблице 4.12 [2] принимаем двухходовой теплообменник.

Характеристики теплообменника:

поверхность теплообмена……………………………………31м2

диаметр кожуха (наружный)…..…………………………….400мм

диаметр труб…………………………………………………...25×2

длина труб………………………………………………………4,0м

число труб………………………………………………………..100

^ VI. РАСЧЕТ ОПТИМАЛЬНОГО ДИАМЕТРА ТРУБОПРОВОДОВ
Внутренний диаметр трубопровода круглого сечения рассчитывают [1] по формуле
(VI.1)
где V – объемный расход

, м3/с; (VI.2)

1)


где ρа=720,62кг/м3 и ρэ=797,96кг/м3 (по таблице ІV[2] при tF=78,80C).

Среднюю скорость потока ориентировочно берем из таблицы 1.1[2]: жидкости в напорных трубопроводах — ω=0,5 - 2,5 м/с.

Выбираем трубы Ø38×2 → d=34мм (с таблицы на странице 16 [1]).
2)





где ρа=741,95кг/м3 и ρэ=810,6кг/м3 (по таблице ІV[2] при tD=630C).

Среднюю скорость потока ориентировочно берем из таблицы 1.1[2]: жидкости при движении самотеком — ω=0,1 - 0,5 м/с.

Выбираем трубы Ø32×3 → d=26мм (с таблицы на странице 16 [1]).


3)


где ρа=716,79кг/м3 и ρэ=755,81кг/м3 (по таблице ІV[2] при tW=630C).

Среднюю скорость потока ориентировочно берем из таблицы 1.1[2]: жидкости при движении самотеком — ω=0,1 - 0,5 м/с.

Выбираем трубы Ø57×2,5 → d=52мм (с таблицы на странице 16 [1]).


4)
где ρгр.п=0,5970кг/м3 (по таблице LVІ[2] при t=1000C).

Среднюю скорость потока ориентировочно берем из таблицы 1.1[2]: водяной пар при абсолютном давлении pабс>4,9·104Па — ω=15 - 40 м/с.

Выбираем трубы Ø133×4 → d=125мм (с таблицы на странице 16 [1]).


  1. Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне tср=(68,57+77,57)/2=73,070С


(VI.3)

p=p0=1


Среднюю скорость потока ориентировочно берем из таблицы 1.1[2]: водяной пар при абсолютном давлении pабс>4,9·104Па — ω=15 - 40 м/с.


Выбираем трубы Ø133×7 → d=119мм (с таблицы на странице 16 [1]).


Заключение



В ходе проектирования была разработана ректификационная установка с требуемыми техническим заданием характеристиками.

В пояснительной записке приведены расчёты процессов, подтверждающие работоспособность проектируемого изделия.

Схемы каждого из механизмов приведены в соответствующих разделах пояснительной записки.

В графической части курсового проекта изображены: технологическая схема ректификационной установки, чертёж общего вида.
^





Список использованных источников




  1. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию /Г.С. Борисов, В.П. Брыков, Ю.И. Дытнерский и др. Под ред. Ю.И. Дытнерского, 3-е изд., стереотипное. М.: ООО ИД «Альянс», 2007 – 496 с.

  2. Павлов К.Ф. и др. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: Учебное пособие для вузов /К.Ф.Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. – М.: ООО ИД «Альянс», 2007. – 576 с.

  3. Борисова Т.В. и др. Расчет ректификационной колонны с различными контактными устройствами: Учебное пособие к курсовому проектированию для студентов всех форм обучения /Т.В. Борисова, М.К. Шайхатдинова, С.М. Воронин. – Красноярск: СибГТУ, 2001. – 88 с.






Изм. Лист № докум. Подпись Дата

ПЭ ПАХТ 000000.327.ПЗ






Скачать файл (377.2 kb.)

Поиск по сайту:  

© gendocs.ru
При копировании укажите ссылку.
обратиться к администрации
Рейтинг@Mail.ru