Ректификационная установка непрерывного действия для разделения смеси: ацетон - изопропиловый спирт - вода

МОСКОВСКАЯ ГОСУДАРСТВЕННАЯ АКАДЕМИЯ

ТОНКОЙ ХИМИЧЕСКОЙ ТЕХНОЛОГИИ

им. М.В. Ломоносова

КАФЕДРА ПРОЦЕССОВ И АППАРАТОВ

ХИМИЧЕСКОЙ ТЕХНОЛОГИИ

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА

к курсовому проекту по ПАХТу на тему:

“РЕКТИФИКАЦИОННАЯ УСТАНОВКА

НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ

ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СМЕСИ:

АЦЕТОН - ИЗОПРОПИЛОВЫЙ СПИРТ - ВОДА”

Проект выполнила: Буевич О.Н.

Группа: XT-306

Руководитель проекта: Варфоломеев Б.Г.

Москва

2003

ПЛАН

Введение

Описание технологической схемы

Данные по равновесию смеси

Основные теплофизические характеристики потоков

Материальный баланс

Рабочее флегмовое число

Уравнения рабочих линий

Определение скорости пара и диаметра колонны

Расчет средних величин по аддитивности

Тепловой баланс колонны

Диаметр колонны по условиям верха и низа

Скорость пара в колонне

Определение числа тарелок и высоты колонны

Число тарелок

Высота тарельчатой части

Высота колонны

Гидравлический расчет тарелок

Тепловой расчет установки

Дефлегматор – конденсатор

Куб – испаритель

Паровой подогреватель смеси

Водяной холодильник дистиллята

Водяной холодильник кубового остатка

Расход греющего пара

Расчет теплообменной аппаратуры

Расчет подогреваемой смеси

Расчет конденсатора – дефлегматора

Расчет испарителя (кипятильника)

Выбор емкостей

Емкость для хранения исходной смеси

Емкость для дистиллята

Емкость для кубового остатка

Расчет тепловой изоляции

Расчет центробежного насоса

Расчет потерь на трение и местные сопротивления

Выбор насоса

Предельная высота всасывания

Расчет и подбор штуцеров

Штуцер для подачи исходной смеси

Штуцер для вывода паров дистиллята

Штуцер для вывода кубового остатка

Штуцер для подачи флегмы

Штуцер для подачи жидкости в кипятильник

Расчет и подбор крышки

Расчет и подбор днища

Расчет и подбор обечайки

Расчет и подбор конденсатоотводчиков

Опора аппарата

Список литературы

Введение

Ректификация - один из самых распространенных технологических процессов в химической, нефтяной и других отраслях промышленности. Ректификация - процесс разделения бинарных или многокомпонентных паров, а также жидких смесей на чистые компоненты или их смеси.

Для разделения смесей используют ректификационные установки, представляющие собой ряд ступеней контакта, соединенный в противоточный разделительный каскад. Наиболее простое конструкционное оформление противоточного каскада достигается при движении жидкости.

В нефтяной, химической, нефтехимической и газовой промышленности распространены тарельчатые колонны.

Современные ректификационные аппараты должны обладать высокими разделительными способностями и производительностью, характеризоваться достаточной надежностью и гибкостью в работе, обеспечивать низкие эксплуатационные расходы, иметь небольшую массу и, наконец, быть конструкционно-простыми и несложными в изготовлении. Последние требования не менее важны, чем первые, поскольку они не только определяют капитальные затраты, но и в значительной мере влияют на себестоимость продукции, монтаж, ремонт, контроль, испытание и безопасную эксплуатацию оборудования.

Особое значение имеет надежность работы ректификационных аппаратов, установок, производящих сырье для нефтехимической промышленности. Ректификационные колонны должны отвечать требованиям государственных стандартов.

В качестве контактных устройств применяют различные типы тарелок. В данной установке используется колпачковая тарелка.

Расчет аппаратов выполняется с целью определения технологического режима процесса, основных размеров аппарата и его внутренних устройств, обеспечивающих заданную четкость разделения исходного сырья при заданной производительности. Технологический режим определяется рабочим давлением в аппарате, температурами всех внешних потоков, удельного расхода тепла и холода. Основными размерами аппарата являются его диаметр и высота.

В данной установке производится разделение тройной смеси ацетон - изопропиловый спирт - вода.

Описание технологической схемы

Исходную смесь из промежуточной емкости Е1 центробежным насосом Н1-Н2 подают в теплообменник, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну КР на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси. Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике К. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка, то есть обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью, подаваемой центробежным насосом Н3 – Н4, получаемой в дефлегматоре Д путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистилята, который охлаждается в теплообменнике Х2 и направляется в промежуточную емкость Е3. Из кубовой части колонны непрерывно выводится кубовая жидкость – продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике Х1 и направляется в емкость Е2.

Таблица 1. Равновесные данные системы изопропиловый спирт – вода.

x%	0	0,6	3,2	4	6	12	43	60	68,4	87	95,5	100
y%	0	15	33	38,5	47	51	57,5	64,5	68,4	84,5	93	100
t0C	100	96	90,2	87,3	85	82,9	80,8	80,4	80,3	80,8	81,5	82,3

Таблица 2. Равновесные данные системы ацетон – вода.

	0	5	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
y%	0	60,3	72	80,3	82,7	84,2	85,5	86,9	88,2	90,4	94,3	100
t0C	100	77,9	69,6	64,5	62,6	61,6	60,7	59,8	59	58,2	57,5	57

Исходные данные:

производительность по исходной смеси

W1 = 7500 кг/час = 2,08 кг/с

концентрации низкокипящих компонентов:

в исходной смеси х1а = 25% (мольн), х1б = 60% (мольн)

в дистилляте х2а = 95% (мольн), х2б = 0% (мольн)

в кубовом остатке х0а = 3% (мольн).

Материальные балансы

W1 - массовый расход смеси,

П - массовый расход дистиллята,

W0 - массовый расход кубового остатка.

Составляем уравнения материального баланса ректификационной колонны непрерывного действия.

Баланс по всей смеси:

W1 - П - W0 = 0

Баланс по низкокипящему компоненту:

W1х1 - W0х0 - Пх2 = 0

кмоль/с

Определяем мольную массу исходной смеси и дистиллята

Рабочее флегмовое число

Принимаем в качестве рабочего флегмового числа R = 3,75

Построение рабочих линий ректификационной колонны:

рабочую линию укрепляющей части колонны удобно строить по двум точкам. Первая получается при пересечении диагонали диаграммы x - y с прямой x = x2, а вторая - точка на оси ординат

рабочую линию отгонной части колонны также строим по двум точкам. Первая - это точка пересечения рабочей линии укрепляющей части колонны с прямой x = x1, а вторая - точка на диагонали диаграммы x - y с абсциссой x0.

Определение скорости пара и диаметра колонны

Тарельчатые колонны составляют основную группу массообменных аппаратов. Они представляют собой вертикальный цилиндр, на высоте которого расположены специальные контактные устройства - тарелки. В этих колоннах жидкости меньшей плотности последовательно барботируются через слой жидкости на тарелках, расположенных на определенном расстоянии друг от друга. Жидкость непрерывно перетекает с верхних тарелок на нижние, отделенные друг от друга свободным пространством, где пар или легкая жидкость отделяется от уносимых ими частиц более тяжелой фазы. В тарельчатых колоннах происходит ступенчатый контакт фаз. Снизу вверх по колонне движутся пары, поступающие в нижнюю часть аппарата из кипятильника, который находится вне колонны. С помощью кипятильника создается восходящий поток пара. Пары проходят через слой жидкости. В результате взаимодействия между жидкостью и паром, имеющим более высокую температуру, жидкость частично испаряется, причем в пар переходит преимущественно НКК. Испарение жидкости на тарелке происходит за счет тепла конденсации пара. Из пара конденсируется и переходит в жидкость преимущественно ВКК. Его содержание в поступающем на тарелку паре выше равновесного с составом жидкости на тарелке. Пар представляет собой на выходе из кипятильника ВКК и по мере движения вверх все больше обогащается НКК, который переходит в паровую фазу на пути пара из кипятильника до верха колонны. Пары конденсируются в дефлегматоре охлаждаемом водой и получаемая жидкость разделяется в разделителе на дистиллят и флегму, которая направляется на верхнюю тарелку колонны. На некотором расстоянии от верха колонны к жидкости из дефлегматора присоединяется исходная смесь, которая поступает на питающую тарелку колонны. Для того, чтобы уменьшить тепловую нагрузку кипятильника, исходную смесь нагревают в подогревателе, до температуры кипения жидкости на тарелке питания. Тарелка питания делит колонну на две части, имеющие различное назначение. В верхней части должно быть обеспечено, возможно большее укрепление паров, т.е. обогащение их НКК с тем, чтобы в дефлегматор направлялись пары, близкие по составу к НКК. Поэтому данная часть колонны называется укрепляющей. В нижней части необходимо в максимальной степени удалить из жидкости НКК, т.е. исчерпать жидкость для того, чтобы в кипятильник стекала жидкость, близкая по составу к ВКК. Эта часть колонны называется отгонной. В дефлегматоре могут быть сконденсированы все пары, поступающие из колонны, либо только часть их, соответствующая количеству возвращаемой в колонну флегмы. В первом случае, часть конденсата остающаяся после отделения флегмы (дистиллят) охлаждается в холодильнике и направляется в сборник дистиллята. Во втором случае, несконденсированные в дефлегматоре пары одновременно конденсируются и охлаждаются в холодильнике, который при таком варианте работы служит конденсатором - холодильником дистиллята. Жидкость, выходящая из низа колонны, близкая по составу к ВКК также делится на две части. Одна часть направляется в кипятильник, а другая - кубовый остаток, после охлаждения водой в холодильнике, направляется в сборник кубового остатка.

Диаметр колонны по условиям верха и низа

Температура t и скорость пара п изменяются по высоте колонны. Поэтому диаметр колонны dк рассчитывают для ряда сечений колонны (в нашем случае для укрепляющей и отгонной частей). Если при расчете величины dк получаются близкими, то колонну делают одного диаметра (ориентируясь на большее значение dк). Если различие в значениях dк велико, то в этом случае укрепляющая часть колонны имеет один диаметр, а отгонная другой.

Диаметр колонны по условиям верха

Находим по уравнению Менделеева - Клайперона плотность пара в укрепляющей части колонны

Находим среднюю плотность жидкости в колонне. Для этого находим плотности ацетона и воды по температуре в верху колонны (t2) и в кубе - испарителе (t0).

Плотность жидкого ацетона при температуре t2 = 560С равна ацет. = 746 кг/м3 (см. [1] стр.489, табл. IV), воды - 983 кг/м3.

Плотность воды при температуре t0 = 830C равна вод = 972 кг/м3 (см. [1] стр.512, табл. XXXIX), ацетона - 719 кг/м3, спирта - 735 кг/м3.

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне

а2 = .1/ = 0,95.58.1/56 = 0,98

= 752 кг/м3

где С - коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстоянии между ними, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости и др.

Принимаем расстояние между тарелками h = 0,4м, тогда С = 0,059 (см. [1], стр.301, рис.7-2).

Скорость пара в верхней части колонны

Диаметр укрепляющей части колонны вычисляем по формуле

где Dм - массовый поток пара.

Массовый поток пара Dм изменяется по высоте колонны, его значение определяется по мольному потоку пара D и значению молярной массы М паровой смеси:

Dм =D  М2,

где D = П(R + l) = 0,009 (3,75 + l) = 0,043

Мольный поток пара D постоянен по высоте колонны.

Тогда

Dм =D  М2 = 0,043 56 = 2,41 кг/c

Диаметр укрепляющей части колонны равен

диаметр колонны по условиям низа

Находим плотность пара в отгонной части колонны

Скорость пара в отгонной части колонны

Массовый поток пара Dм в отгонной части колонны

Dм =D  М0 = 0,04352,4 = 2,25 кг/ c.

Тогда диаметр отгонной части колонны будет равен

Диаметр укрепляющей и отгонной частей колонны принимаем одинаковыми и равными dк = 1600 мм (см. [3] стр.9-10).

Определение числа тарелок и высоты колонны

По способу работы массообменные тарелки делятся на ситчатые, колпачковые, провальные и струйно-направленные. Диапазон тарелок, применяемых в колонной аппаратуре, составляет 200-8000 мм - в соответствии с диаметрами колонн, для которых они предназначаются. Количество тарелок в колонне бывает обычно не менее 20 - 30, а в отдельных случаях доходит до 80 штук и более. Расстояние между тарелками зависит в основном от физико-химических свойств разделяемой смеси и бывает от 60 до 600 мм и более. Тарелки малых размеров выполняются цельными, тарелки больших размеров - большей частью составными (разборными) из отдельных секций, соединенных между собой болтами и другими крепежными приспособлениями. Тарелки характеризуются нагрузками по пару и жидкости, относительная величина которых, в зависимости от разделяемой смеси, может значительно отличаться друг от друга.

Определение числа тарелок

Для определения теоретического числа тарелок необходимо на диаграмме х - y построить рабочие линии укрепляющей и отгонной частей колонны так, как это указано в разделе 1.5.

В итоге получаем

Число реальных тарелок рассчитывается по уравнению

где - КПД тарелок, учитывающий реальные условия массообмена на тарелках.

Высота тарельчатой части

Нт = (n - 1) h = (14 - 1) 0,4 = 5,2м

Высота колонны.

Н = Нт + Нс + Нк

где Нс = 0,5 м - высота сепарационной части,

Нк = 1,5 м - высота кубовой части колонны

Н = 5,2 + 0,5 + 1,5 = 7,2 м.

Гидравлический расчет тарелок

Принимаем следующие размеры колпачковой тарелки: диаметр отверстий d0=4мм высота сливной перегородки hп=50мм. Свободное сечение тарелки11% от общей площади тарелки. Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в нижней и верхней части колонны по уравнению

где - сопротивление сухой тарелки,

- сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения,

пж - сопротивление парожидкостного слоя на тарелке

верхняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки

где - скорость пара в прорезях колпачка (из расчета верха колонны);

- коэффициент сопротивления, равный для колпачковых тарелок …4,8 (см. [1] стр.28).

= 0,935 - средняя плотность пара в верхней части колонны

Fc = 0,109

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки равно

= = 4,8.0,69.0,935/ 2.0,1092 = 130,3 Па

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения

где  = 21,510-3 Н/м - поверхностное натяжение жидкости при (см. [1] стр.526)

= 4fпр. /П (где fпр. и П – площадь и периметр прорези).

fпр. = 3,14. dк. h = 2h (h – высота подъема колпачка) h = 0.01м(см. [7] стр.214)

=2.0,01 = 0,02 м.

Статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке

(см. [1] стр.28)

где = 0,5 – относит. Плотность пены (см. [1] стр.28)

h = hж - hпер - высота уровня жидкости над сливным порогом

hпер = 0,06м - высота сливной перегородки (см. [7] стр.214)

hж = hw + how - высота слоя жидкости на тарелке.

Примем hw = 0,06 м, h0w = 0,029

Wв – плотность орошения через сливную планку. Wв = Wч/В

Часовой расход в верхней части колонны

Wч = ПR/.3600 =(0,5.3,75/ 752).3600 = 9,0 м3/ч

В = 1,238 м – периметр слива (см. [7] стр.214)

Wв = 9,0/1,238 = 7,27 м3/ч

h0w = 0,029. = 0,011м h =0,011м

1,3.0,5.752(0,02 + 0,015 +0,011) 9,81 = 220,6Па

130,3 +4,3 +220,6 = 355,2Па

нижняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки

Сопротивление, вызываемое силами поверхностного натяжения

где  = 24,910-3 Н/м (см. [1] стр.526) - поверхностное натяжение жидкости при

=5Па

Статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке

где

Wв = Wч/В

Wч = W0R/.3600 =(1,58.3,75/ 769).3600 = 27,74 м3/ч

В = 1,238 м

Wв = 27,74/1,238 = 22,41 м3/ч

h = h0w = 0,029

Тогда

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в нижней части колонны

143,5+5+284,4=432,9Па

Тепловой расчет ректификационной колонны.

Конденсатор-дефлегматор

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в конденсаторе-дефлегматоре находим по уравнению

где - удельная теплота конденсации паров в дефлегматоре.

Удельные теплоты конденсации ацетона и воды при (см. [1], стр.541, табл. XLV).

Тогда

Куб-испаритель

Расход тепла, получаемого в кубе-испарителе от греющего пара равен

Находим теплоемкости ацетона, изопропил. спирта и воды (см. [1], стр.537, 562).

;

Тогда

Паровой подогреватель смеси

Расход тепла в паровом подогревателе смеси

(t1 - tнач)

где tнач = 200C

удельная теплоемкость исходной смеси при средней температуре tср = (t1 + tнач) /2 =

(см. [1] стр.537, стр.562)

Тогда

(t1 - tнач) = 2,082,85.43 = 254,9 кДж /c

Водяной холодильник дистиллята.

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята.

(t2 - tкон)

где tкон = 250С

удельная теплоемкость дистиллята при средней температуре tср =

(см. [1] стр.562)

Тогда

(t2-tнач) = 0,52,28(56 - 30) = 29,64

Находим расход охлаждающей воды

где tк = 400С

tн = 200С

где = 1000 (см. [1], стр.172, табл.4-6).

По данным [4] стр.413, принимаем одноходовый теплообменник ТН со следующи

ми характеристиками: d nтр =25*2мм, l nтр =2,5м, F=2,5м2 n = 61

Водяной холодильник кубового остатка.

Расход тепла, отдаваемого охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка.

(t0 - tкон)

где tкон = 300С

удельная теплоемкость кубового остатка при средней температуре tср =

Тогда

(t0 - tнач) = 1,583,27.53 = 273,83

Находим расход охлаждающей воды

где tк = 600С

tн = 200С

где = 1000 (см. [1], стр.172, табл.4-6).

По данным [4] стр.413, принимаем одноходовый теплообменник ТН со следующи

ми характеристиками: d nтр =25*2мм, l nтр =4м, F=20м2 n = 61

Расход греющего пара.

в кубе - испарителе

где - удельная теплота конденсации греющего пара.

Давление греющего пара тогда и

(см. [1], стр.550, табл. LVII).

Тогда

в подогревателе исходной смеси

Всего: 0,74 + 0,35 = 1,09

Расчет и подбор теплообменной аппаратуры

Расчет подогревателя исходной смеси

В кожухотрубных подогревателях в трубное пронстранство поступает исходная смесь, а в межтрубное пространство подается теплоноситель - водяной пар.

Примем начальную температуру исходной смеси равной температуре воздуха в летнее время в районе строительства: t=200C

Средняя разность температур

где tБ = tгр. п - tнач = 142,9 - 20 = 122,90С

tм = tгр. п - tкон = 142,9 – 63 = 79,90С

Тогда

Определяем значение поверхности теплообмена

где - ориентировочный коэффициент теплопередачи

(см. [1], стр,172, табл.4-6)

м2

По данным [4] стр.413, принимаем одноходовый теплообменник ТЛ со следующи

ми характеристиками: d nтр =25*2мм, l nтр =2,5м, F=12,5м2 n = 61

Расчет конденсатора-дефлегматора

Находим расход охлаждающей воды в дефлегматоре

где tк = 400С

tн = 200С Vв = Gв/в = 17,5/996 = 0,018м3/c

в = 996 кг/ м3 при t = 300C – ср. темп. воды (см. [1] стр.537)

Средняя разность температур

Термическое сопротивление стальной стенки трубы

материал трубок – сталь, (см. [1], стр.529, т. XXVIII),

толщина стенки = 2мм (см. [4] стр.413)

Предварительный выбор теплообменника:

где = 500 (см. [1], стр.172, табл.4-8).

Согласно [4], стр.415, принимаем двухходовой теплообменник ТН со следующими параметрами: d = 252 мм; n = 121; F = 31,5 м2; lтр =3,5 м.

Расчет скорости воды м/c

Режим течения

= 0.81.10-6 м2/c при t = 300C – ср. темп. воды (см. [1] стр.537)

Находим значение критерия Нуссельта по графику (см. [1] стр.154)

= 1 = 18.

= 3,2(см. [1] стр.564, табл. XIII)

= 18. = 29,7

Тогда коэффициент теплоотдачи 2, характеризующий теплоотдачу стенка–охлаждающая вода, будет равен:

где 2 = 0,624 - коэффициент теплопроводности воды при 300С (см. [1], стр.561, табл. X).

Коэффициент теплоотдачи паров дистиллата, конденсирующегося на горизонтальных трубах, находим через А – комплекс теплофизических величин, характеризующих пары воды (А соответствует по своему физическому смыслу частному коэффициент теплоотдачи конд=1).

при t2 = 560С - 0,24 м(см. [1], стр.556, рис. V)

(см. [1], стр.561,рис. X) при t2 = 560С

=750,4 кг/м3 (см. [1], стр.512, табл. IV)

где С - коэффициент расположения трубок, равный при горизонтальном расположении 0,72,

Теперь рассчитаем коэффициент теплопередачи К.

где р = 0,59–коэффициент рядности (см. [1], рис.4.7, стр.162).

Методом итераций находим К по выражению:

(500-613,9-602-603,2-603,1)

К=603

Требуемая поверхность теплопередачи

м2

Согласно [4], стр.415, принимаем двухходовой теплообменник со следующими параметрами: d = 252 мм; z = 6; n = 266; F = 100 м2; lтр =5,0 м.

Расчет испарителя (кипятильника)

Средняя разность температур

Ориентировочное значение площади теплообмена составит

где = 1000 (см. [1], стр.172, табл.4-6).

В соответствии с [4], стр.413, поверхность наиболее близкую к расчетной имеет теплообменник ТЛ со следующими характеристиками: d = 252 мм; n = 121; F = 31,5 м2; lтр =3,5 м.

Коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара к кипящей жидкости (см. [7], стр.533):

где С - коэффициент расположения трубок, равный при вертикальном расположении 0,943 (см. [1], стр.149), х – высота труб).

А0= при Т = 142,90С

Р=1,1атм.

где

- динамический коэффициент вязкости кубового продукта (см. [1], стр.512, рис. V).

Тогда

B0=

Методом итераций находим К по выражению:

(1000-1547,66-1719,39-1751,97-1757,37-1758,24-1758,38)

К=1758

Тогда требуемая поверхность составит

м2

Исходя из значений требуемой поверхности теплообмена Fтр выбираем теплообменник ТЛ со следующими параметрами: D = 325 мм, d = 252 мм; F = 16 м2, lтр = 3,0 м (см. [2], стр.56, табл.2.9)

Выбор емкостей

Для хранения дистиллята, кубового остатка и исходной смеси используют емкости. В качестве емкостей мы будем использовать горизонтальные цистерны и резервуары. Горизонтальные цистерны предназначены для хранения жидкостей. Они представляют собой горизонтальные сварные сосуды, которые укреплены изнутри кольцами и тягами жесткости, сваренными из уголка. Днища цистерн могут быть выпуклыми или плоскими. Резервуары представляют собой сварные сосуды горизонтального типа, сваренные из углеродистой стали обыкновенного качества, Резервуары снабжены съемными барботерами, двумя лазами, смотровыми окнами и двумя патрубками для присоединения трубопроводов каждый.

Емкость для хранения исходной смеси

Определяем объем исходной смеси

где  = 6ч = 21600с - время хранения смеси в емкости (см. [5], стр.47)

- плотность исходной смеси при t = 20 0С

Пусть длина резервуара к его диаметру L/D = 2, тогда

Емкость для дистиллята

Определяем объем дистиллята

где  = 6ч = 21600с (см. [5], стр.47)

- плотность исходной смеси при t = 20 0С

Пусть длина резервуара к его диаметру L/D = 2, тогда

Емкость для кубового остатка

Находим объем кубового остатка

где

Пусть длина резервуара к его диаметру L/D = 2, тогда

Расчет тепловой изоляции

Толщина тепловой изоляции и находится по уравнению

где и = 0,098 - коэффициент теплопроводности совелита как изоляционного материала (см. [1], стр.529, табл. XXVIII);

= 400С - температура изоляции со стороны окружающей среды;

= 142,90С - температура изоляции со стороны аппарата;

= - 11,10С - средняя температура воздуха в Тамбове в январе (см. [1], стр.513, табл. XV);

9,3 + 0,058= 9,3 + 0,05840 = 11,62 - коэффициент теплоотдачи от внешней поверхности изоляционного материала в окружающую среду.

Принимаем изоляцию с толщиной 5 мм.

Расчет центробежного насоса

Для перекачивания исходной смеси из емкости в подогреватель, а также для перекачивания флегмы из распределителя обратно в колонну и для отвода из емкостей дистиллята и кубового остатка используют центробежные насосы.

Исходная смесь перекачивается при t = 200С из емкости в аппарат, работающий под давлением 0,1 М Па. Расход смеси 7500 кг/ч, геометрическая высота подъема смеси 20м, длина трубопровода на линии всасывания 7м, на линии нагнетания 14м. На линии всасывания установлены два прямоточных вентиля и два отвода под углом 900. На линии нагнетания установлен два прямоточных вентиля и три отвода под углом 900. Отношение радиуса изгиба к внутреннему диаметру трубопровода равно четырем. Примем скорость течения смеси для всасывающего и нагнетательного трубопроводов одинаковой и равной  = 1,5 м/с (см. [2], стр.16). Внутренний диаметр трубопровода равен

где

Определение потерь на трение и местных сопротивлений

Определяем режим течения смеси

где

=100,124=1,33мПа. с - динамический коэффициент вязкости исходной смеси при 200С (см. [1], стр.516, т. IX).

Режим течения турбулентный. Примем абсолютную шероховатость труб равной  = 210-4 м (трубы стальные, бывшие в эксплуатации, с незначительной коррозией, см. [2], стр.14).

Тогда относительная шероховатость труб будет равна

(см. [1] стр.22)

Определяем сумму коэффициентов местных сопротивлений:

для всасывающей линии вход в трубу (с острыми краями) 1 = 0,5

прямоточный вентиль: 2 =  К, где К = 0,89;  = 0,79, тогда 2 = 0,790,89 = = 0,70 (2 шт)

Отводы: коэффициент А = 1,0, коэффициент В = 0,11, тогда 3 = 0,11 (см. [1], стр.494, табл. XIII);

Сумма коэффициентов местных сопротивлений во всасывающей линии

 = 1 +22 +23 = 0,5+20,70+20,11 = 2,13

Потерянный напор во всасывающей линии находим по формуле:

для нагнетательной линии выход из трубы 1 = 1

вентиль прямоточный 2 = 0,79.0,89

отводы 3 = 0,11 (см. [1], стр.496, табл. XIII).

Сумма коэффициентов местных сопротивлений равна

 = 1 +22 +33 = 1 +2.0,70 + 3  0,11 = 2,74

Потерянный напор в нагнетательной линии

Общие потери напора

hп = hп. вс + hп. наг = 0,48 + 0,83 = 1,31 м

Выбор насоса

Находим полный напор, развиваемый насосом

Полезная мощность, затрачиваемая на перекачивание жидкости

Мощность на валу двигателя

где   н  п  д = 0,6 - общий КПД насосной установки, представляющий собой произведение КПД насоса н; КПД передачи п и КПД двигателя д.

По источнику [1], стр.92, табл.2.5, устанавливаем, что заданным подаче и напору, более всего соответствует центробежный насос марки X20/53, для которого при оптимальных условиях работы V = 5,510-3 м3/с; Н = 34,4м. Насос снабжен электродвигателем АО2-32-2, номинальной мощностью N = 13 кВт с частотой вращения вала n = 48,3 с-1.

Предельная высота всасывания.

Определяем запас напора, необходимый для исключения кавитации

Высота всасывания не должна превышать следующего значения

Нвс  А - ht - hп. вс - hкав = 10,2 - 0,24 – 0,48 – 1,6 = 7,88м

где А=10,2(cм. [1] стр.52) - атмосферное давление, выраженное в метрах столба, перекачиваемой жидкости.

ht =0,24м - давление насыщенного пара всасываемой жидкости (см. [1], стр.69).

При установке насоса следует учитывать, что высота его расположения над уровнем жидкости в емкости не должна превышать значения Нвс.

Расчет и подбор штуцеров

Присоединение труб к химическим аппаратам бывает разъемное и неразъемное. Первое осуществляется с помощью фланцев или на резьбе, второе на сварке или пайке. Для разъемного присоединения труб, арматуры и измерительных приборов на аппаратуре обычно предусматривают штуцера (патрубки) фланцевые или резьбовые. Наиболее распространены фланцевые штуцера для присоединения труб, арматуры и приборов. Фланцевое соединение состоит из двух симметрично расположенных фланцев, уплотнительного соединения (прокладок), и крепежных элементов (болтов, шпилек, шайб или гаек). В сварной аппаратуре низкого давления фланцы обычно изготавливают из листового полосового или фасонного проката с последующей приваркой их к обечайке, к трубе и т.д. Наиболее технологичной формой изготовления фланцев является круглая форма.

Диаметры штуцеров колонны и теплообменной аппаратуры, а, следовательно, и диаметры технологических трубопроводов, определяют из уравнения расхода по допустимой скорости потоков в них.

Штуцер для подачи исходной смеси

Скорость ввода исходной смеси принимаем равной  = 2 м/с (см. [5], стр.42), тогда диаметр штуцера будет равен

где

Подбираем щтуцер по [4]. стр.659 табл.27.3

Выбираем штуцер с Dу=50 мм на ру=1,0 МПа, Нт=155 мм, материал – сталь Х18Н10Т, исполнение I, ОСТ 26-1404-76 согласно [8], стр.175.

Фланец подбираем по [4], стр.549, табл.21.9: Dу=40 мм, Dф=130 мм, Dб=100 мм, D1=80мм, dб=М12, количество болтов z=4, материал – сталь 3, исполнение I.

Штуцер для вывода пара из колонны

Скорость вывода пара из колонны принимаем равной  = 4 м/с (см. [5], стр.42), тогда

где м3/с;

D=П(R+1) – поток пара

2,19 м3 при t2=560С

Выбираем штуцер с Dу=600 мм на ру=1,0 МПа, Нт=310 мм, материал – сталь Х18Н10Т, исполнение I, ОСТ 26-1404-76 согласно [8], стр.175.

. Фланец подбираем по [4], стр.549, табл.21.9: Dу=600 мм, Dф=635 мм, Dб=495 мм, D1=465мм, dб=М30, количество болтов z=16, материал – сталь 3, исполнение I.

Штуцер для вывода кубового остатка

Скорость вывода кубового остатка принимаем равной  = 2 м/с (см. [5], стр.42), тогда

где

Выбираем штуцер с Dу=40 мм на ру=1,0 МПа, Нт=155 мм, материал – сталь Х18Н10Т, исполнение I, ОСТ 26-1404-76 согласно [8], стр.175.

Фланец подбираем по [4], стр.549, табл.21.9: Dу=80 мм, Dф=185 мм, Dб=150 мм, D1=128мм, dб=М16, количество болтов z=4, материал – сталь 3, исполнение I.

Штуцер для подачи флегмы в колонну

Скорость подачи флегмы в колонну принимаем равной  = 2 м/с (см. [5], стр.42), тогда

где

Штуцер для подачи жидкости в кипятильник

Расчет штуцеров для подсоединения кипятильника к колонне затруднен тем, что неизвестен расход циркулирующей жидкости. Поэтому диаметр штуцера можно принять равным соответствующим штуцерам на кипятильнике. В нашем случае диаметр условного прохода штуцера на кипятильнике Dу = 200мм (см. [2], стр.55, табл.2.6). Тогда выбираем штуцер с Dу=200 мм на ру=1,0 МПа, Нт=190 мм, материал – сталь Х18Н10Т, исполнение I, ОСТ 26-1404-76 согласно [8], стр.175.

Фланец подбираем по [4], стр.549, табл.21.9: Dу=200 мм, Dф=315 мм, Dб=280 мм, D1=258мм, dб=М16, количество болтов z=8, материал – сталь 3, исполнение.1

Расчет и подбор крышки аппарата

В отличие от днищ, неразъемно соединяемых с обечайкой корпуса, крышки являются разъемными узлами аппаратов, закрывающими его корпус. Крышки в аппарате предусматривают для удобства сборки, возможности загрузки и разгрузки аппарата в процессе эксплуатации, для осмотра, ремонта и т.д.

Принимаем фланцевое эллиптическое отбортованное днище (тип 2 по ГОСТу 11972-66). Условное обозначение днища с размерами: Dвн =1800 мм, S = 10 мм, диаметр борта D = 1935мм ("Днище 2 - 1800 - 1935 ГОСТ 11972-66") согласно [4], стр.597.

Расчет и подбор днища

Составными элементами корпусов химических аппаратов являются днища, которые, как правило, органически связаны с обечайкой аппарата и изготавливаются из того же материала. Одной из наиболее рациональных форм днища в цилиндрических аппаратах является эллиптическая. Материал днища - сталь X18H10T. Днище сварное из двух частей, шов ручной электродуговой (ш = 0,9).

= D2/4H – радиус кривизны в вершине днища

R = D для днищ с Н = 0.25D H = 0,4м. D = 1,6м.

= 0,9 – коэффициент прочности одностороннего стыкового шва.

Допускаемое напряжение на растяжение для материала днища определяется по формуле

где = 1 - поправочный коэффициент, учитывающий условие эксплуатации аппарата (см. [4], стр.408);

- номинальное допускаемое напряжение (см. [4], стр.406, рис.14,2).

Для определения расчетного давления в днище необходимо учитывать, что на днище действует еще и гидростатическое давление, поэтому

где - плотность жидкости

7,2м - максимальная высота столба жидкости,равная высоте колонны.

С учетом утонения, минусового допуска, коэффициента запаса прочности, а также вмонтированного штуцера принимаем S = 6мм.

Расчет и подбор обечайки

где - плотность жидкости

7,2м - максимальная высота столба жидкости,равная высоте колонны.

= 0,9 – коэффициент прочности одностороннего стыкового шва.

Номинальное допускаемое напряжение для стали Х18Р10Т =140 мПа

(см [4] стр406 рис 14.2)

где = 1 - поправочный коэффициент, учитывающий условие эксплуатации аппарата(не пожаро - и взрывоопасная среда) (см. [4], стр.408);

Прибавка на коррозию: C = П. Тсл = 0,1 мм/год.15лет = 1,5 мм

где П – скорость коррозии

Тсл – срок службы обечайки.

С учетом утонения, минусового допуска, коэффициента запаса прочности S = 8мм

Расчет и подбор конденсатоотводников (для подогрев. исх. смеси)

Для отвода конденсата и предотвращения проскока пара в линию отвода конденсата теплообменные аппараты, обогреваемые насыщенным водяным паром, должны снабжаться конденсатоотводниками.

Определяем расчетное количество конденсата после теплопотребляющего аппарата

т/ч

где Gmax = Dгр = 0,35 кг/с - максимальный расчетный расход пара.

Оцениваем давление пара перед конденсатоотводником (конденсатоотводник устанавливается в непосредственной близости от теплопотребляющего аппарата)

p1 = 0,95p = 0,950,28 = 0,27 МПа

Давление p2 в трубопроводе после конденсатоотводника принимаем равным 50% от давления пара после теплопотребляющего аппарата

p2 = 0,5p1 = 0,50,27 = 0,01 МПа

p = p1 - p2 = 0,27 - 0,01 = 0,26 МПа - перепад давления на конденсатоотводнике.

Степень переохлаждения конденсата t1/tгп = 63/142,9 = 0,44 < 0,85

При данном значении коэффициента пропускная способность КО:

kVy = т/ч

где - плотность переохлажденного конденсата (см. [1] стр.537)

По [6], стр.14,15 выбираем термодинамический конденсатоотводник 45ч13нж в зависимости от условной пропускной способности, ближайшее большее значение которой, составит 6,3 т/ч, диаметр условного прохода Dy = 50 мм. .

Выбор опоры аппарата

Опоры аппарата рекомендуется применять при установке колонных аппаратов, у которых отношение высоты к диаметру H/D  5. При отношении H/D < 15 (Н = 9,6 м, D = 1,8 м, H/D = 9,6/1,8 = 5,3 <15) расчетная схема аппарата принимается в виде упруго защемленного стержня. Химические аппараты устанавливают на фундаменты чаще всего с помощью опор. Аппараты вертикального типа с соотношением H/D³ 5, оснащают так называемыми юбочными опорами - цилиндрическими или коническими.

Масса 1 тарелки mт = 118,3 кг (см. [7] стр.214)

Эллиптического днища = 138 кг (см. [4] стр.440)

Обечайки = 2RHSст = 2*3,14*0,8*7,2*0,008*7700 = 2230 кг

Крышки – 500кг

Считаем, что колонна заполнена водой:

mв = R2Hводы = 3,14*0,82*7,2*998 = 14448 кг

Примем массу штуцеров и люков 5000 кг.

М = 118,3*14+138+2230+500+14448+5000 = 23972,2 кг

Для колонны массой 30 т (с запасом) выбираем:

8 опор ОВ – II – Б – 4000 ОН 26 – 01 – 69 – 68 (см. [4] стр.673).

Список использованной литературы

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

2) Борисов Г.С., Брыков В.П., Дытнерский Ю.И. и др. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию, М.: Химия, 1991.

3) Колонные аппараты: Каталог, М.: Цинтихимнефтемаш, 1978.

4) Лащинский А.А., Толчинский А.Р. Основы конструирования и расчета химической аппаратуры: Приложение к справочнику, М.: Машиностроение, 1970.

5) Захаров М.К., Солопенков К.Н., Варфоломеев Б.Г. Методические указания к курсовому проектированию ректификационных установок непрерывного действия, М.: Полинор-М, 1995.

6) Мясоединков В.М. / Под ред. Б.Г. Варфоломеева Подбор и расчет конденсатоотводчиков, М.: МИТХТ, 1989.

7) Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии. М., Химия, 1991г.