Расчет диаметра штуцера вывода паров из колонны

d=(V/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2

 

где V - объемный расход паров, поднимающиеся со второй тарелки:

 

V=Gn₂/ p^t2_G=32844,62/3,8265=8583,4627 м³/ч

 

w_доп - допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации w_доп⁼20-25 м/с

d = (8583,4627/(0,785*20*3600))^1/2=0,3897

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 400 мм.

 

Расчет диаметра штуцера ввода паров из ребойлера

 

d = (V/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2

 

где V - объемный расход паров, поднимающиеся с 16-ой тарелки:

V=G_П16/p^t16_G

p_g - плотность пара, уходящего с 16-ой тарелки.

 

p_Gn = M_Gn / 22,4 • То / (То + t_n) • п / п₀, (52)

 

где Т₀ и п₀ - температура и давление при н.у. Т₀ = 273 К, п₀ = 760 мм рт. ст.; п - давление в середине колонны, мм рт. ст.

p^t2_G - 90,0527 / 22,4 • 273 / (273 +123,2) • 1117,2 / 760=4,1173 кг/м³.

V=23374,94/4,1173 = 5677,278м³/ч.

w_доп - допускаемая скорость пара, из опыта эксплуатации w_доп=20-25 м/с.

d = (5677,278/(0,785*20*3600))^1/2=0,317

В соответствии со стандартом примем диаметр штуцера 350 мм.

 

Расчет диаметра штуцера для вывода остатка

 

V_g = 0,785 • w_доп • d²_w, (53)

 

где V_g - объемный расход жидкости, стекающей с предпоследней теоретической

 

V_g = g₁₅/P^tl5_g

 

Произведем расчет объемного расхода жидкости V_g для 13 тарелки по вышеперечисленным формулам:

х₁₅ = 78/91,2982*0,06 = 0,0513;

P²⁰_4g = 1 / (0,0513/ 0,8790 + (1 - 0,0513) / 0,8669) = 0,8676;

а = 0,001828 - 0,00132 - 0,8676=6,8277-10^-4;

p^t_gl5 = (0,8676 - 6,6851 - Ю»⁴ - (121.8 -20)) • 1000 = 798,094 кг/м³;

V_g =35852,16/ 798,094 = 44,922 м³/ч.

w_доп - допустимая скорость жидкости, из опыта эксплуатации w_доп=0,2-0,8 м/с.

d_w - диаметр штуцера, м.

 

d_w=(V_g/ (0,785 • w_доп • 3600))^1/2.

 

Принимаем w_доп = 0,5 м/с.

d_w= (44,922 / (0,785 • 0,5 • 3600))^1/2 = 0,1783 м.

Принимаем диаметр штуцера d_w = 200 мм.

Расчет диаметра штуцера ввода сырья

 

Удельный расход сырья принимается как сумма расходов жидкости и пара:

V^F_общ - = V^F_ж + V^F_п

 

Определим мольный расход сырьевого пара:

 

g_f =е' * F^/=0,5-251,697=125,8485 кмоль/ч;

 

Молярный вес сырьевого пара:

 

M_GF = М_Б • y*'_F+ М_т • (1 - y*V)= 78 • 0,58 + 92 • (1 - 0,58)=83,88 кг/кмоль;

 

Массовый расход сырьевого пара:

 

G_F= g_f’* M_G = 125,8485 • 83,88=10556,172 кг/ч;

 

Объемный расход сырьевого пара:

V_GF = G_F* 22,4 - (t_F+273)/(M_Gf *273*п)

 

где t_F=99,4°C - температура сырья на входе в колонну.

V_GF = 10556,172*22,4*(110,2+273)/(83,88*273*1,47) = 2697,79м³ /ч = 0,749 м³ /с.

Мольный расход сырьевой жидкости:

 

g_F^;= F' - (1 - e⁷)=251,697*(l - 0,5)=125,8485 кмоль/ч;

 

Молярный вес сырьевой жидкости:

 

M_gF = М_Б • x*'_F+ М_т • (1 - x*'_F)=78 • 0,4+ 92 • (1 - 0,4)=86,4 кг/кмоль;

Массовый расход сырьевой жидкости:

 

gF=g_F^/ - M_gF=125,8485*86,4=l 0873,31 кг/ч;

 

Плотность сырьевой жидкости при 20°С:

 

Р²°4 _g = 1 / (x_F */ р²⁰_{4 б} + (1 - xf*) / _Р²°_{4 т}),

где x_F*= М_Б- x _F ^*/ / М_Б - x_f^*/+ М_т • (1 - x_F^*/)=78-0,4/78-0,4+92 (l - 0,4)=0,361,

 

p²⁰_4g= 1 /(0,361 /0,8790 + (1 -0,361) /0,8669)=0,8712,

а = 0,001828 - 0,00132 • 0,8712=6,7797*10⁴;

p ^t_gF = (0,8712 - 6,7797*10⁴ * (99,4 - 20)) • 1000 - 817,368 кг/м³;

Объемный расход сырьевой жидкости:

 

Vg_F= g_F/ pt_gF=10873,31/817,368=13,303 м³/ч или 3,695*l0-³ м³/с

 

Суммарный расход жидкости и пара сырья:

 

V^F_o6ui= V^F_ж+ V^F_п= 3,695*10^-3 +0,749=0,756 м³/с.

 

Пусть скорость сырья в штуцере w=10 м/с, тогда диаметр штуцера:

d= (0,756 / (0,785 • 10))^1/2=0,310 м

Принимаем диаметр штуцера d= 350 мм.

Заключение

Рассчитали основные показатели работы и размеры ректификационной колонны графометрическим методом: число теоретических тарелок в колонне N_теор = 16, число фактических тарелок вверху колонны N_в = 18, число фактических тарелок внизу колонны N_н = 18, диаметр колонны d_К = 1,8 м, высота колонны H = 12 м, поверхность кипятильника F =219,297 м², поверхность конденсатора - холодильника F = 263,85 м².

Выводы

 

В ходе работы по заданным параметрам (подача сырья, содержание бензола в сырье, дистиллята и др.) был проведен расчет процесса ректификации и ректификационной колонны.

В процессе работы получены следующие результаты:

число теоретических тарелок 16

в концентрационной части 8

в отгонной части 8

число фактических тарелок 36

высота аппарата 12000 мм

диаметр колонны: 1800 мм

Диаметры штуцеров:

штуцер для ввода орошения 80 мм

штуцер вывода паров из колонны 400 мм

штуцер ввода паров из ребойлера 350 мм

штуцер для самотека 200 мм

- штуцер для подачи сырья 350 мм

Поверхность конденсатора - холодильника: 263,85 м².

Расход воды: 123373,1 кг/ч.

Поверхность кипятильника: 224,536 м².

Расход пара: 3192,457 кг/ч.

 

Литература:

1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. - Москва: Химия, 1971 г.

2. Скобло А.И., Трегубова И.А., Молоканов Ю.К. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности. - Москва: Химия, 1982 г.

.   Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - Ленинград: Химия, 1987 г.

---

Дата добавления: 2020-12-12; просмотров: 112; Мы поможем в написании вашей работы!

Поделиться с друзьями:

---

---

Мы поможем в написании ваших работ!