Ректификационная установка для разделения бинарной смеси "бензол-толуол"

 Дж/(кг·^оС)

где c_б = 2157,85 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость бензола при температуре 144,82 ^оС, c_т = 1948,35 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость толуола при температуре 144,82 ^оС. Вязкость смеси при температуре 144,82 ^оС определяем по формуле:

lnm = х × lnm_б + (1 – x) × lnm_т

где m_б = 0,17 мПа×с – вязкость бензола при температуре 144,82 ^оС (стр. 556, [2]),

m_т = 0,18  мПа×с – вязкость толуола при температуре 144,82 ^оС (стр. 556, [2]).

Тогда    ln m_ж = 0,025 ×ln 0,17 + (1 – 0,025) × ln 0,18

откуда  m_ж = 0,179 мПа×с

 

Отношение

Используем два одноходовых теплообменника с диаметром кожуха 0,4 м, длина труб 6,0 м, поверхность теплообмена 68 м².

Запас площади поверхности теплообмена:        

 

г) Расчёт холодильника кубовой жидкости.

Кубовая жидкость, расход которой  равен G_W = 1,359 кг/с охлаждается от температуры 109,4 ^оС до температуры 30 ^оС.

_{Удельная теплоемкость сырья при средней  температуре  (109,4 + 30)/2 = 69,7 ^оС  равна:}

 Дж/(кг·^оС)

где с_б = 1864,55 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость  бензола при температуре, равной 69,7 ^оС (рис. ХI, стр. 562 [2]), c_т = 1780,75 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость толуола при температуре 69,7^оС.

Тепловая нагрузка аппарата: 

Вт

Тепло конденсации отводим водой с начальной температурой t_2н= 17°С.

Примем температуру воды на выходе из конденсатора t_2к= 37°С.

Составим температурную схему  для процесса:

                   109,4 ^оС    → 30  ^оС

                         37 ^оС   ←  17 ^оС

                  ____________________

      Δt_м = 72,4 град      Δt_б = 13 град

Следовательно, средняя разность температур равна:

Примем K_ор= 1000 Вт/м²·К (табл. 4.8, стр. 172, [2]). 

Рассчитаем  ориентировочное значение требуемой поверхности теплообмена:

 

По табл. 2.3., стр. 51, [2] выбираем двухходовой теплообменник с диаметром кожуха 0,325 м, длина труб 1,5 м, поверхность теплообмена 6,5 м².

Запас площади поверхности теплообмена:        

                 

д) Расчёт холодильника  дистиллята.

Дистиллят, расход которого равен  G_D = 1,418 кг/с охлаждается от температуры 82 ^оС до температуры 30 ^оС

_{Удельная теплоемкость дистиллята при средней температуре (82 + 30)/2 = 56 ^оС  равна:}

 Дж/(кг·^оС)

где с_б = 1801,7 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость  бензола при температуре, равной 56 ^оС (рис. ХI, стр. 562 [2]), c_т = 1759,8 Дж/(кг·^оС) – удельная теплоемкость толуола при температуре 56 ^оС.

Тепловая нагрузка аппарата:   

Вт

Тепло конденсации отводим водой с начальной температурой t_2н= 17°С.

Примем температуру воды на выходе из конденсатора t_2к= 37°С.

Составим температурную схему  для процесса:

                       82 ^оС    → 30 ^оС

                         37 ^оС   ←  17 ^оС

                  ___________________

           Δt_б = 45град      Δt_м = 13 град

Следовательно, средняя разность температур равна:

 

Примем K_ор= 1000 Вт/м²·К (табл. 4.8, стр. 172, [2]).  .

Рассчитаем  ориентировочное значение требуемой поверхности теплообмена:

 

По табл. 2.3., стр. 51, [2] выбираем двухходовой теплообменник с диаметром кожуха 0,325 м, длина труб 1,5 м, поверхность теплообмена 6,5 м².

Запас площади поверхности теплообмена:        

                 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

8.  Расчет и подбор сырьевого насоса

 

Исходная смесь перекачивается при t = 18  ^оС из емкости в аппарат, работающий под давлением 606,52∙11+101325= 107996,72 Па. Расход смеси 10000 кг/ч, геометрическая высота подъема смеси

_{Н = 0,5+7,5+1,5+3,0+2,5+0,4 = 15,4 м.}

Расстояние  между тарелками в месте ввода  сырья 1:2 = 0,5 м,

Высота нижней тарельчатой части 7,5 м,

Высота кубового пространства равна 3,0 м,

расстояние от нижней тарелки до поверхности кубовой жидкости 1,5 м,

Высота опоры  – 2,5 м (Н₃ = 2,5 м),

Количество  смотровых люков внизу колонны  – 1, тогда высота между тарелками для установки люков – 0,8 м (Н₅ = 1∙(0,8 – 0,4) = 0,4 м)

Общая длина  трубопровода  l = 500 м. На всасывающей и нагнетательной частях трубопровода установлено (в общей сложности) п = 3 задвижек, k = 4 нормальных вентилей, одна нормальна диафрагма с диаметром отверстия d_о = 90 мм, имеется т = 1 поворотов  на 90° с изгибом R₀/d = 6. Примем скорость течения смеси для всасывающего и нагнетательного трубопроводов одинаковой и равной w = 1,5 м/с (стр.16, [2]).

Плотность бензола при 18 ^оС:

кг/м³

Плотность жидкого толуола при 18 ^оС

кг/м³

Плотность исходной смеси равна:

 кг/м³

Объемный расход смеси

где

Внутренний диаметр трубопровода равен

Выбираем стальную трубу (материал углеродистая сталь с незначительной коррозией), наружным диаметром 70 мм, толщиной стенки 3,5 мм (стр.16, [2]), тогда внутренний диаметр трубы 63 мм, а фактическая скорость смеси в трубе

Определяем коэффициент  трения. Критерий Рейнольдса определяется по уравнению:

 

где ρ – плотность жидкости, кг/м³,

Вязкость смеси при температуре 18 ^оС определяем по формуле:

lnm = х × lnm_б + (1 – x) × lnm_т

где m_б = 0,65 мПа×с – вязкость бензола при температуре 18 ^оС (стр. 556, [2]),

m_т = 0,586  мПа×с – вязкость толуола при температуре 18 ^оС (стр. 556, [2]).

Тогда    ln m_ж = 0,541 ×ln 0,65 + (1 – 0,541) × ln 0,586

откуда  m_ж = 0,620 мПа×с

 

Подставляя численные значения, получим:

Шероховатость стальных труб с незначительной коррозией е = 0,2 мм

Тогда по рис. 1-5, стр. 22 [2] определяем    λ = 0,0265.

Коэффициенты местных сопротивлений, взятые из табл. XIII, стр. 520 [2], сводим в таблицу 2:

 

Таблица 2. Коэффициенты местных сопротивлений.

 

Виды сопротивлений	Значение ζ
Вход жидкости в трубопровод (трубы  с острыми краями)	0,5
Выход жидкости из трубопровода	1,0
Диафрагма	13,1
Задвижка  (ζ = 0,25)	0,25·3 = 0,75
Нормальный вентиль  (ζ = 4,7)	4,4 · 4 = 17,6
Повороты (при φ = 90о и R0/d =  6) ζ  = А · В = 1,0 · 0,09 = 0,09	0,09 · 4 = 0,36
Σ ζ	33,31

 

Находим потребный напор насоса по формуле 2.1, стр. 65 [3]:

где Н_г – геометрическая высота подъема жидкости, м

р₁ и р₂ – давление в емкости цеха и в колонне, Па,

h_пот – общие потери напора в трубопроводах насосной установки, м, определяем по формуле 1.2., стр. 13, [3]:

 м

Тогда

Полезную мощность, затрачиваемую  на перекачивание жидкости, определяем по формуле:

где V – объемный расход жидкости, м³/с;

ρ – плотность жидкости, кг/м³;

g – ускорение свободного  падения, 9,81 м/с²;

Н – напор, создаваемый  насосом, м.

Подставляя численные  значения, получим:

Мощность, которую должен развивать  электродвигатель насоса на выходном валу при установившемся режиме работы, находим по формуле 1.34., стр. 20 [3].

где η_пер и η_н – коэффициенты полезного действия соответственно передачи электродвигателя к насосу и насоса. Для центробежных насосов η_пер = 1  и η_н = 0,65, тогда

По табл. 1, прил. 1, стр. 38 [3] выбираем центробежный насос марки х20/31, для которого V = 5,5 · 10^-3 м³/с, Н = 31м, η_н = 0,55. Насос обеспечен электродвигателем ВАО41-2 номинальной мощностью N_дв = 5,5 кВт, η_дв = 0,84, частотой вращения вала п = 48,3 с^-1.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

9. Расчет и подбор штуцеров

 

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

а) Штуцер для подачи исходной смеси.

Плотность бензола при 91 ^оС:

кг/м³

Плотность жидкого толуола при 91 ^оС

кг/м³

Плотность исходной смеси равна:

 кг/м³

Объемный расход смеси

Скорость ввода исходной смеси  принимаем равной w = 1,5 м/с (см. [2], стр.16), тогда диаметр штуцера будет равен

Выбираем штуцер с D_у= 65 мм.

Фактическая скорость смеси:

б) Штуцер для вывода пара из колонны.

кг/м³

Объемный расход паров равен

Скорость вывода пара из колонны  принимаем равной w = 20 м/с (см. [2], стр.16), тогда

 

Выбираем штуцер с D_у=300 мм.

Фактическая скорость смеси:

 

в) Штуцер для вывода кубового остатка.

Объемный расход смеси

где

Скорость вывода кубового остатка  принимаем равной w = 1,5 м/с (см. [2], стр.16), тогда

Выбираем штуцер с D_у=100 мм. Фактическая скорость смеси:

 г) Штуцер для подачи флегмы в колонну

Объемный расход смеси

где

Скорость подачи флегмы в колонну  принимаем равной w = 1,5 м/с (см. [2], стр.16), тогда

Выбираем штуцер с D_у=50 мм.

Фактическая скорость смеси:

 

д) Штуцер для подачи горячей струи в колонну.

кг/м³

Объемный расход смеси

где

Скорость подачи пара принимаем равной w = 20 м/с (см. [2], стр.16), тогда

Выбираем штуцер с D_у= 350 мм.

Фактическая скорость смеси:

 

 

 

 

 

Список литературы:

 

1. Процессы и аппараты химической технологии. Учебно-методический комплекс. Ч.2 – Новополоцк, УО «ПГУ», 2006.
2. К.Ф. Павлов, П. Г. Романков, А. А. Носков. «Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии». Л., «Химия», 1987г.
3. «Основные процессы и аппараты химической технологии», пособие по проектированию под ред. Ю. И. Дытнерского. М., «Химия» 1991 г.
4. . Кузнецов, А.А. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатывающей промышленности / А.А. Кузнецов, С.М. Кагерманов, Е.Н. Судаков. – Л.: Химия, 1970.
5. А. А. Лащинский, А. Р. Толчинский. «Основы конструирования и расчета химической аппаратуры». М, 1968г.
6. Каталог «Кожухотрубчатые теплообменные аппараты общего и специального назначения». М., «ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ», 1991г.
7. Каталог «Емскостная стальная сварная аппаратура». М., «ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ», 1969г.