Проектирование ректификационной установки

Федеральное агентство по образованию РФ ГОУ ВПО «Сибирский Государственный Технологический Университет»

Факультет: механический Кафедра: Промышленной экологии, процессов и аппаратов химической технологии Курсовая работа на тему:

«Проектирование ректификационной установки«

Пояснительная записка

(ПЭ ПАХТ. 0. 327. ПЗ) Руководитель:

Игнатова Е.В.

Разработал:

студент группы 94−5

Соянова С.В.

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.

1. НАЗНАЧЕНИЕ И ОБЛАСТЬ ПРОЕКТИРУЕМОГО ОБЪЕКТА

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

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

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

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.

1.1 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 х_А — мольная доля компонента, А в жидкой фазе;

— массовая доля компонента А;

М_А, М_В — 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 G_F — массовый расход исходной смеси, кг/с; G_D — массовый расход дистиллята, кг/с;

Материальный баланс по кубовому остатку

(II.2.2)

где G_W — массовый расход кубовой жидкости, кг/с;

Из номограммы 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 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 Р_А, Р_В — 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.

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 n_T(R+1), где n_T — число ступеней изменения концентрации (теоретическое число тарелок).

Расчет оптимального флегмового числа выполняем следующим образом:

а) задаемся рядом коэффициента избытка флегмы в 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 x_W и x_D строим ступени, каждая из которых соответствует теоретической тарелке;

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

Таблица 2 — Данные для расчета оптимального флегмового числа

д) по данным таблицы 2 строим график зависимости n_T(R+1)=f® (рисунок 3) и находим минимальное значение величины n_T(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 х_в.ср=0,5 t_ж.в=67,25⁰С При х_н.ср=0,12 t_ж.н=77,75⁰С

Средняя плотность жидкости по высоте колонны определяется по уравнению

(II.4.3)

где с_а с_Э — плотности низкокипящего и высококипящего компонентов при средней температуре в колонне, соответственно, кг/м³:

а) в верхней части колонны ректификация колонна тепловой оборудование 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 у_в.ср=0,675 t_п.в=68,57⁰С

При у_н.ср=0,273 t_п.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 с_ж и с_п — 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 h_м.т=300мм. По рисунку 10 значение коэффициента С=375.

Тогда скорость пар в колонне

(II.4.13)

Диаметр ректификационной колонны

(II.4.14)

где V_п — объемный расход пара, поступающего в дефлегматор, м³/с,

(II.4.15)

где М_D — мольная масса дистиллята, кг/кмоль, Тогда

(II.4.16)

Диаметр колонны По каталогу принимаем диаметр типовой колонны 1,0 м. При этом действительная скорость пара в колонне

(II.4.17)

5. 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 D_п — коэффициент диффузии паров компонента, А в парах компонента В, рассчитывается по формуле

(III.2)

где Т — температура, К; p — абсолютное давление, кгс/см²; М_А, М_В — мольные массы компонентов, А и В; н_А, н_В — мольные объемы компонентов, А и В, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав пара.

R_е — критерий Рейнольдса для паровой фазы

(III.3)

где м_п — динамический коэффициент вязкости пара, Па? с.

(III.4)

где М_ср.п, М_А, М_В — мольные массы пара и отдельных компонентов, кг/кмоль; м_ср.п, м_А, м_В — соответствующие им динамические коэффициенты вязкости; у_А, у_В — 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, м_Ап=0,2165 мПа? с, м_Вп=0,691 мПа? с.

б) в верхней части колонны при температуре 77,57⁰С, м_Ап=0,203 мПа? с, м_Вп=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 D_ж — коэффициент диффузии в жидкости, м²/с; М_ж.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 м_ж — динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа? с;

М_А, М_В — мольные массы компонентов, А и В, кг/кмоль; н_А, н_В — мольные объемы компонентов, А и В, кг/кмоль; А и В — коэффициенты зависящие от свойств низкокипящего и высококипящего компонентов.

Коэффициент диффузии пара в жидкости D_t связан с коэффициентом диффузии D₂₀ следующей приближенной зависимостью,

(III.7)

в которой температурный коэффициент b может быть определен по эмпирической формуле

(III.8)

где м — динамический коэффициент вязкости жидкости при 20⁰С, мПа? с; с — плотность жидкости, кг/м³.

Динамический коэффициент вязкости жидкости

(III.9)

а) в верхней части колонны при t=67,25⁰С м_А=0,2195 мПа? с м_В =0,713 мПа? с

б) в нижней части колонны при t=77,75?78⁰С м_А=0,203 мПа? с м_В =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 в_п и в_ж и тангенсов углов наклона линии равновесия в уравнение, находим величину коэффициента массопередачи для каждого значения х в пределах от х_W до х_D.

Полученные значения К_у используем для определения числа единиц переноса n_у в паровой фазе

(III.12)

где ц — отношение рабочей площади к свободному сечению колонны, примем ц=0,8.

Допуская полное перемешивание на тарелке, имеем

(III.13)

где з — КПД тарелки.

Результаты приведенных выше расчетов, сводим в таблицу 3.

Таблица3 — Параметры, необходимые для построения кинетической кривой

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 з=АВ/АС, т. е. определяем величину отрезков А₁В₁, А₂В₂…А_nB_n. Через найденные для каждого значения х точки В проводим кинетическую кривую, отображающую степень приближений фаз на тарелках к равновесию.

Число реальных тарелок n_д находим путем построения ступенчатой линии между кинетической кривой и рабочими линиями в пределах от х_D до х_W.

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

В соответствии с рассчитанным диаметром колонны по каталогу-справочнику подбираем стандартную колонну и тарелки. Принимаем к установке колонный аппарат диаметром 1000 мм; 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

6. 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 F_H — 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)

6.1 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 t_из.в.=60⁰С.

Определяем толщину изоляции

(IV.1.2)

Проверяем температуру внутренней поверхности изоляции

(IV.1.3)

расхождение: 60−59,97=0,026<1,0⁰C

7. 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.

7.1 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 К_min=300 Вт/м²•К. Тогда максимальная поверхность теплообмена

Предварительно выбираем для расчета выносной кипятильник кожухотрубчатый теплообменник с трубами диаметром 25Ч2 мм, длиной труб — 3,0 м.

7.2 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 л — коэффициент теплопроводности конденсата, Вт/м•К; Н — высота кипятильных труб, м; с — плотность конденсата, кг/м³; r — удельная теплота конденсации греющего пара, Дж/кг; м — 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…25Ч2

длина труб…3,0 м количество труб…473

7.3 Дефлегматор

В дефлегматоре конденсируется ацетон с небольшим количеством этилового спирта. Температура конденсации паров дистиллята t_D=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 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…25Ч2

длина труб…4,0 м число труб общее…244

на один ход…122

7.4 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.

Поверхность теплообмена холодильника дистиллята

(V.3.2)

По таблице 4.12 принимаем одноходовой теплообменник.

Характеристики теплообменника:

поверхность теплообмена…4,5 м²

диаметр кожуха (наружный)…237мм диаметр труб…25Ч2

длина труб…1,5 м число труб…37

7.5 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.

Поверхность теплообмена холодильника кубовой жидкости

(V.4.2)

По таблице 4.12 принимаем одноходовой теплообменник.

Характеристики теплообменника:

поверхность теплообмена…19,5 м²

диаметр кожуха (наружный)…325мм диаметр труб…25Ч2

длина труб…4,0 м число труб…62

7.6 Подогреватель

t_гр.п=100⁰С

100>100

78,8<20

Принимаем К=150Вт/м²•К по таблице 4.8.

(V.5.1)

Поверхность теплообмена подогревателя исходной смеси

(V.5.2)

По таблице 4.12 принимаем двухходовой теплообменник.

Характеристики теплообменника:

поверхность теплообмена…31м²

диаметр кожуха (наружный)…400мм диаметр труб…25Ч2

длина труб…4,0 м число труб…100

8. РАСЧЕТ ОПТИМАЛЬНОГО ДИАМЕТРА ТРУБОПРОВОДОВ

Внутренний диаметр трубопровода круглого сечения рассчитывают по формуле

(VI.1)

где V — объемный расход

м³/с; (VI.2)

1)

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

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

Выбираем трубы Ш38Ч2? d=34мм (с таблицы на странице 16 [1]).

2)

где с_а=741,95кг/м³ и с_э=810,6кг/м³ (по таблице ІV[2] при t_D=63⁰C).

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

Выбираем трубы Ш32Ч3? d=26мм (с таблицы на странице 16 [1]).

3)

где с_а=716,79кг/м³ и с_э=755,81кг/м³ (по таблице ІV[2] при t_W=63⁰C).

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

Выбираем трубы Ш57Ч2,5 > d=52мм (с таблицы на странице 16 [1]).

4)

где с_гр.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 p_абс>4,9· 10⁴Па — щ=15 — 40 м/с.

Выбираем трубы Ш133Ч4? d=125мм (с таблицы на странице 16 [1]).

5) Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне t_ср=(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 p_абс>4,9· 10⁴Па — щ=15 — 40 м/с.

Выбираем трубы Ш133Ч7 > 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.